KR20200027410A

KR20200027410A - 에틸렌 제조방법 및 에틸렌 제조장치

Info

Publication number: KR20200027410A
Application number: KR1020190079915A
Authority: KR
Inventors: 김태우; 이성규; 김인섭; 신준호; 추연욱
Original assignee: 주식회사 엘지화학
Priority date: 2018-09-04
Filing date: 2019-07-03
Publication date: 2020-03-12
Anticipated expiration: 2039-07-03
Also published as: JP2020536054A; US20210363074A1; EP3666856A1; CN111356752B; CN111356752A; EP3666856A4; KR102423688B1; EP3666856B1; JP6896939B2; US11286216B2

Abstract

본 발명은 에틸렌 제조방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기를 통과하여 제2 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑으로 공급되고, 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기를 통과하여 제3 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑으로 공급되는 단계; 상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치로 공급되는 단계; 상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기를 통과하여 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계; 및 상기 제1 압축기의 압축 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계를 포함하는 에틸렌 제조방법및 이를 실시하기 위한 에틸렌 제조장치를 제공한다.

Description

에틸렌 제조방법 및 에틸렌 제조장치{METHOD FOR PREPARING ETHYLENE AND APPARATUS FOR PREPARING ETHYLENE}

본 발명은 에틸렌 제조방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 열분해 방법에 의한 에틸렌 제조 시, 생산량 증산에 따른 과부하를 방지하여, 에틸렌의 생산량을 향상시킬 수 있는 에틸렌 제조방법 및 이를 실시하기 위한 에틸렌 제조장치에 관한 것이다.

일반적으로 에틸렌은 나프타(naphtha), 에탄(ethane), 프로판(propane) 등의 열분해 방법, 아세틸렌(acetylene)의 수소화 방법 및 알코올(alcohol)의 탈수화 방법 등 다양한 방법을 통해 제조되고 있다. 이 중 열분해 방법의 경우, 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 투입하고, 이를 열분해로(furnace)에서 열분해하고, 열분해된 생성물을 냉각, 압축 및 정제하여 실시하게 된다.

최근, 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 이용하는 열분해 방법에 있어서, 에틸렌 등의 생성물의 생산량을 증가시키기 위해, 공급 원료로서 나프타를 이용하는 액상(liquid)의 분해 공정 이외에, 공급 원료로서 에탄 및 프로판 등을 이용한 기상(gas)의 분해 공정을 추가하는 방법이 이용되고 있다. 여기서, 에탄은 나프타의 분해에 의해 생성된 열분해 생성물 중, 정제 후 순환되는 에탄을 공급 원료로 이용하고, 프로판은 나프타의 분해에 의해 생성된 열분해 생성물 중, 정제 후 순환되는 프로판 등을 공급 원료로 이용하거나, 또는 외부로부터 도입된 프로판을 공급 원료로 이용하게 된다. 특히, 프로판의 경우, 다른 공급 원료에 비해 원가가 저렴하여 외부로부터의 공급이 용이하고, 생산 원가를 절감시키는 장점이 있다.

한편, 나프타의 열분해 공정에 대하여, 에탄 및 프로판 등을 이용한 기상의 분해 공정이 추가되는 경우, 열분해 결과 생성된 생성물을 냉각, 압출 및 정제하기 위한 공정들도 함께 추가되는 것이 바람직하나, 해당 공정들을 증설하기 위한 공간 등의 문제로 인해 주로 열분해로만이 추가되고 있는 실정이다.

그러나, 상기와 같이 열분해로를 증설하고, 이에 대한 공급 원료로서, 외부로부터 프로판을 추가로 도입하여 이용하는 경우, 기존의 순환되어 공급 원료로 재이용되는 에탄과 분해 수율(cracking yield)의 차이가 매우 큰 문제가 발생한다. 특히, 프로판을 공급 원료로 이용하는 열분해로를 증설하는 경우나, 공정 설비의 정비 등으로 인해 나프타를 이용하는 액상(liquid)의 분해 공정이 중단되는 경우 등과 같이, 프로판을 공급 원료로 이용하는 열분해 공정의 비율이 높아지는 경우에는 열분해에 의해 생성된 생성물 내의 메탄(methane)의 함량이 너무 높아져 정제 공정에 과부하가 발생하는 문제가 있다.

KR

0144699

B1

본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제들을 해결하기 위하여, 나프타의 열분해를 통한 에틸렌의 제조 시, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능한 에틸렌 제조방법을 제공하는 것이다.

즉, 본 발명은 나프타의 열분해를 통한 에틸렌의 제조 시, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 에틸렌 제조방법 및 이를 실시하기 위한 에틸렌 제조장치를 제공하는 것을 목적으로 한다.

상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 본 발명은 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기를 통과하여 제2 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑으로 공급되고, 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기를 통과하여 제3 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑으로 공급되는 단계; 상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치로 공급되는 단계; 상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기를 통과하여 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계; 및 상기 제1 압축기의 압축 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계를 포함하는 에틸렌 제조방법을 제공한다.

또한, 본 발명은 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기를 통과하여 제2 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑으로 공급되고, 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기를 통과하여 제3 기액분리장치로 공급되는 단계; 상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑으로 공급되는 단계; 상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치로 공급되는 단계; 상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기를 통과하여 제2 압축기로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계; 및 상기 제1 압축기의 압축 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계를 포함하며, 상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계는, 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 이상인 경우에만 선택적으로 수행되는 것인 에틸렌 제조방법을 제공한다.

또한, 본 발명은 제1 순환 흐름으로서 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부를 제1 냉매 스트림으로 이용하여, 공급 스트림을 냉각시키는 제1 열교환기; 상기 제1 열교환기로부터 냉각되어 배출된 공급 스트림을 기액분리하기 위한 제2 기액분리장치; 제2 순환 흐름으로서 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부를 제2 냉매 스트림으로 이용하여, 상기 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림을 냉각시키는 제2 열교환기; 상기 제2 열교환기로부터 냉각되어 배출된 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 제3 기액분리장치; 상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림 및 상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림에서 메탄을 분리하기 위한 탈메탄탑; 상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림에서 C2를 분리하기 위한 C2 분리장치; 제2 열교환기에서 냉매로 이용된 상기 제2 순환 흐름을 압축하기 위한 제1 압축기; 및 C2 분리장치의 상부 배출 스트림, 제1 순환 흐름 및 제1 압축기의 압축 배출 스트림을 압축하기 위한 제2 압축기를 포함하는 에틸렌 제조장치를 제공한다.

본 발명에 따른 에틸렌 제조방법 및 에틸렌 제조장치를 이용하여 에틸렌을 제조하는 경우, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 효과가 있다.

도 1은 종래의 에틸렌 제조방법에 따른 공정 흐름도이다.
도 2는 본 발명의 일 실시예에 따른 에틸렌 제조방법에 따른 공정 흐름도이다.

본 발명의 설명 및 청구범위에서 사용된 용어나 단어는, 통상적이거나 사전적인 의미로 한정해서 해석되어서는 아니되며, 발명자는 그 자신의 발명을 가장 최선을 방법으로 설명하기 위해 용어의 개념을 적절하게 정의할 수 있다는 원칙에 입각하여, 본 발명의 기술적 사상에 부합하는 의미와 개념으로 해석되어야만 한다.

본 발명에서 용어 '스트림(stream)'은 공정 내 유체(fluid)의 흐름을 의미하는 것일 수 있고, 또한, 배관 내에서 흐르는 유체 자체를 의미하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 '스트림'은 각 장치를 연결하는 배관 내에서 흐르는 유체 자체 및 유체의 흐름을 동시에 의미하는 것일 수 있다. 또한, 상기 유체는 기체(gas) 또는 액체(liquid)를 의미할 수 있다.

이하, 본 발명에 대한 이해를 돕기 위하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명한다.

본 발명에 따른 에틸렌 제조방법은, 나프타, 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물 및 프로판 등을 각각 공급 원료로 투입하여, 각각의 열분해로에서 열분해를 실시하는 단계(S1, 미도시); 각각의 열분해로에서 열분해되어 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 가스를 냉각하는 단계(S2, 미도시); 냉각된 열분해 가스를 압축하는 단계(S3, 미도시); 및 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림을 정제하는 단계(S4, 도 2)를 포함하여 실시될 수 있다.

구체적으로, 상기 열분해 단계(S1)는 나프타를 공급 원료로 하는 액상의 분해 공정, 에탄 및 프로판 등과 같은 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정, 및 프로판을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정을 포함하는 것일 수 있다.

상기 냉각 단계(S2)는 상기 열분해 단계(S1)의 각각의 열분해로에서 생성된 열분해 가스를 냉각탑에서 냉각시키는 냉각 공정을 포함하는 것일 수 있다.

상기 압축 단계(S3)는 상기 냉각 단계(S2)에서 냉각된 열분해 스트림을 정제하기 위해 2개 또는 그 이상의 압축기로부터 다단 압축을 통해 압축시키는 압축 공정을 포함하는 것일 수 있다.

상기 정제 단계(S4)는, 도 2에 나타낸 바와 같이, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 기액분리장치(200)로 공급되는 단계; 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑(D1)으로 공급되고, 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기(30)를 통과하여 제3 기액분리장치(300)로 공급되는 단계; 상기 제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑(D1)으로 공급되는 단계; 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치(SP)로 공급되는 단계; 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림이 제2 압축기(P2)로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 압축기(P2)로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급되는 단계; 및 상기 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림이 제2 압축기(P2)로 공급되는 단계를 포함하는 것을 특징으로 한다.

구체적으로, 상기 열분해 단계(S1)에 있어서, 프로판을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정을 통해 에틸렌을 제조하는 경우, 다른 공급 원료, 예를 들어 기존의 나프타와, 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 공급 원료로 이용하는 경우에 비해, 원가가 저렴하여 외부로부터의 공급이 용이하고, 생산 원가를 절감시키면서도 에틸렌의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.

그러나, 공급 원료로서 프로판을 추가하는 경우, 상기 열분해 단계(S1)에 따라 생성된 열분해 가스 내의 메탄(methane)의 함량이 약 20 몰% 이상으로, 재순환된 에탄을 공급 원료로 열분해한 열분해 가스 내의 메탄의 함량인 약 10 몰% 정도에 비하여, 급격히 증가되는 문제가 있다. 이와 같이, 상기 열분해 가스 내의 메탄의 함량이 증가되면, 상기 정제 단계(S4)를 실시함에 있어서, 메탄을 포함하는 모든 스트림 내의 수소 및 탄화수소 화합물을 포함하는 혼합물의 끓는 점이 낮아지게 된다.

따라서, 도 1에 나타낸 바와 같이, 제2 열교환기(30) 및 제3 기액분리장치(300)의 부존재하는 경우, 즉 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 기액분리장치(200)로 공급되고, 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑(D1)으로 공급되며, 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치(SP)로 공급되고, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림이 제2 압축기(P2)로 공급되며, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 압축기(P2)로 공급되는 경우, 제1 열교환기(20)의 -70 ℃내지 -80 ℃ 대역의 냉매만으로는 제1 열교환기(20)로 공급되는 공급 스트림을 충분히 응축시키는 것이 어렵다. 이에 따라 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 유량이 대폭 증가하여, 에틸렌의 로스(loss)가 발생하고, 냉각 순환 구역(CB)에 과부하가 발생하여, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 탈에탄탑(D2)으로의 순환을 확보하는 것이 어려운 문제가 발생하게 된다.

반면에, 본 발명의 에틸렌 제조방법에 따라, 상기 정제 단계(S4)에서, 제2 열교환기(30) 및 제3 기액분리장치(300)를 이용하는 경우, -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매의 이용이 가능하고, 이에 따라, 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 메탄의 함량의 조절이 용이하여, 정제 공정의 과부하를 방지하는 효과가 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)는 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림을 냉각시키기 위한 것이다. 상기 제1 열교환기(20)의 냉매는, 이어서 기재될, 제1 순환 흐름으로서 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제1 냉매 스트림으로서 이용될 수 있다.

따라서, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하는 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림은 제1 열교환기(20)에 의해 냉각될 수 있다. 구체적인 예로, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림의 온도는 -65 ℃ 내지 -55 ℃, -63 ℃ 내지 -57 ℃ 또는 -61 ℃ 내지 -59 ℃일 수 있고, 상기 제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림의 온도는 -76 ℃ 내지 -66 ℃, -75 ℃ 내지 -68 ℃ 또는 -73 ℃ 내지 -71 ℃일 수 있다. 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하기 전 및 통과한 후의 공급 스트림의 온도 범위 내에서 공급 스트림의 응축이 원활하게 실시되어, 냉각 순환 구역으로의 흐름에 걸리는 과부하를 방지하여 결국 공정 안정성이 개선되는 효과가 있다

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하여 상기 제2 기액분리장치(200)로 공급된 공급 스트림은 제2 기액분리장치(200)에서 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림 및 상부 배출 스트림으로 각각 기액분리될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림은 일부가 탈메탄탑(D1)으로 공급될 수 있고, 또한, 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림은 잔부가 탈에탄탑(D2)으로 순환될 수 있다. 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림은 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림 중 탈메탄탑(D1)으로 공급되는 일부는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있으며, 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림 중 탈에탄탑(D2)으로 순환되는 잔부는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림은 제2 열교환기(30)를 통과하여 제3 기액분리장치(300)로 공급될 수 있다. 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림은 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 열교환기(30)는 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림을 냉각시키기 위한 것이다. 상기 제2 열교환기(30)의 냉매는, 이어서 기재될, 제2 순환 흐름으로서 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 냉매 스트림으로서 이용될 수 있다.

따라서, 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림은 제2 열교환기(30)를 통과함으로서 냉각될 수 있다. 구체적인 예로, 상기 제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 온도는 -76 ℃ 내지 -66 ℃, -75 ℃ 내지 -68 ℃ 또는 -73 ℃ 내지 -71 ℃일 수 있고, 상기 제2 열교환기(30)를 통과한 후의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 온도는 -90 ℃ 내지 -77 ℃, -87 ℃ 내지 -78 ℃ 또는 -85 ℃내지 -80 ℃일 수 있다. 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 열교환기(30)를 통과하기 전 및 통과한 후의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 온도 범위가 위와 같을 경우에, 스트림 내 메탄의 함량이 높은 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 응축이 원활하게 실시되어 공정 안정성이 개선되는 효과가 있다. 또한, 공정 안정성의 개선으로부터 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 효과가 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 열교환기(30)를 통과하여 상기 제3 기액분리장치(300)로 공급된 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림은 제3 기액분리장치(300)에서 제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림 및 상부 배출 스트림으로 각각 기액분리될 수 있다. 여기서, 상기 제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 것일 수 있고, 상기 제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림은 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 일부의 C2 탄화수소 화합물이 포함될 수 있다.

이와 관련하여, 상기와 같이, 본 발명에 따라 제2 열교환기(30) 및 제3 기액분리장치(300)를 이용하는 경우, 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림에 대해 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매를, 즉 제2 냉매 스트림을 이용한 추가적인 응축이 가능하다. 이를 통하여, 도 1의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림 대비 제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림의 유량이 대폭 증가하는 것을 방지하여, 에틸렌의 로스(loss)를 최소화시키고, 냉각 순환 구역(CB)의 과부하를 방지하며, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 탈에탄탑(D2)으로의 순환을 확보하는 것이 가능하다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 탈메탄탑(D1)은 수소 및 C1 탄화수소 화합물과, C2 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 탈메탄탑(D1)으로 공급된 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림의 일부와, 상기 제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림은, 상기 탈메탄탑(D1)에서, 상기 탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 정제 분리될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림은 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 상기 탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 것일 수 있다. 상기와 같이, 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)을 거쳐, 테일 가스(tail gas)를 통해 일부가 배출되거나, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 탈에탄탑(D2)으로 순환될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있다. 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림은 C2 탄화수소 화합물만을 포함하는 것일 수 있고, 구체적인 예로, 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림은 에탄(ethane) 및 에틸렌(ethylene)을 포함하는 것일 수 있다. 또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림의 일부는 열교환기를 통과하여 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있고, 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림의 잔부는 C2 분리장치(SP)로 직접 공급될 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)는 C2 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있고, 구체적으로, 상기 C2 분리장치(SP)으로 공급된 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림은, 상기 C2 분리장치(SP)에서, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 정제 분리될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림은 에틸렌을 포함하는 것일 수 있고, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림은 제2 압축기(P2)로 공급되는 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림은 에탄을 포함하는 것일 수 있고, 상기 C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림은 상기 열분해 단계(S1)의 공급 원료로 순환될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 압축기(P2)는 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림으로부터 에틸렌을 제조하기 위해 이용되는 이른 바, 에틸렌 냉각 압축기(ERC, Ethylene Refrigerant Compressor)일 수 있다. 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림은, 제1 순환 흐름, 제2 순환 흐름, 제3 순환 흐름 및 제4 흐름을 포함할 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 순환 흐름은, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 압축기(P2)로 공급되는 흐름일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 순환 흐름은, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급되고, 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림이 제2 압축기(P2)로 공급되는 흐름일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 순환 흐름은, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 상기 C2 분리장치(SP)로 순환되는 흐름일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제4 흐름은, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 생성물로서 에틸렌을 수득하는 흐름일 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 압축기(P2)로 공급될 수 있다. 상기 제1 순환 흐름은 제1 열교환기(20)를 통과하면서, 제1 열교환기(20)의 제1 냉매 스트림으로 이용될 수 있다. 이와 관련하여, 도 2에는 기재 및 도시의 편의상 제1 열교환기(20)를 제2 기액분리장치(200)의 전단과, 제2 압축기(P2)의 전단에 각각 도시하였으나, 제2 기액분리장치(200)의 전단에 구비된 제1 열교환기(20)와, 제2 압축기(P2)의 전단에 구비된 제1 열교환기(20)는 서로 동일한 것일 수 있다.

본 발명의 에틸렌 제조방법에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하는 상기 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림과, 상기 제1 순환 흐름은 제1 열교환기(20)에서 서로 향류(counter-current flow), 병류(co-current flow), 또는 직교류(cross flow)에 의해 서로 열교환이 실시될 수 있다. 이 때, 제1 순환 흐름이 제1 냉매 스트림으로 이용되어, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림을 냉각시킬 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 순환 흐름의 제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 온도는 -70 ℃ 내지 -80 ℃, -72 ℃ 내지 -78 ℃ 또는 -74 ℃ 내지 -76 ℃일 수 있고, 상기 제1 순환 흐름의 제1 열교환기(20)를 통과한 후의 온도는 -70 ℃ 내지 -80 ℃, -72 ℃ 내지 -78 ℃ 또는 -74 ℃ 내지 -76 ℃일 수 있다. 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하기 전 및 통과한 후의 제1 순환 흐름의 온도 범위가 위와 같은 경우에, 제1 냉매 스트림으로서, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림을 제2 기액분리장치(200)으로 공급시키기에 적합한 조건으로 응축시키는 효과가 있다.

한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 순환 흐름을 형성하는 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는, 상기 제1 열교환기(20)를 통과하기 전에 -70 ℃ 내지 -80 ℃ 대역의 제1 냉매 스트림으로 이용되기 위해 온도를 낮출 필요가 있는데, 상기 온도는 제1 순환 흐름을 형성하는 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 일부의 압력 조절에 의해 낮출 수 있다. 이 때, 상기 압력 조절은 제1 순환 흐름을 형성하는 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 일부의 압력에 대하여, 10 bar 내지 20 bar, 13 bar 내지 18 bar, 또는 14 bar 내지 15 bar의 감압에 의해 실시될 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 열교환기(20)를 통과한 후의 상기 제1 순환 흐름은 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림에 합류되어 제2 압축기(P2)로 공급될 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급될 수 있다. 상기 제2 순환 흐름은 제2 열교환기(30)를 통과하면서, 제2 열교환기(30)의 제2 냉매 스트림으로 이용될 수 있다. 이와 관련하여, 도 2에는 기재 및 도시의 편의 상 제2 열교환기(30)를 제3 기액분리장치(300)의 전단과, 제1 압축기(P1)의 전단에 각각 도시하였으나, 제3 기액분리장치(300)의 전단에 구비된 제2 열교환기(30)와, 제1 압축기(P1)의 전단에 구비된 제2 열교환기(30)는 서로 동일한 것일 수 있다.

본 발명의 에틸렌 제조방법에 따르면, 상기 제2 열교환기(30)를 통과하는 상기 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림과, 상기 제2 순환 흐름은 제2 열교환기(30)에서 서로 향류(counter-current flow), 병류(co-current flow), 또는 직교류(cross flow)에 의해 서로 열교환이 실시될 수 있고, 이 때, 제2 순환 흐름은 제2 냉매 스트림으로 상기 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림을 냉각시킬 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 순환 흐름의 제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 온도는 -95 ℃ 내지 -105 ℃, -97 ℃ 내지 -103 ℃ 또는 -100 ℃ 내지 -102 ℃일 수 있고, 상기 제2 순환 흐름의 제2 열교환기(30)를 통과한 후의 온도는 -95 ℃ 내지 -105 ℃, -97 ℃ 내지 -103 ℃ 또는 -100 ℃ 내지 -102 ℃일 수 있다. 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 열교환기(30)를 통과하기 전 및 통과한 후의 제2 순환 흐름의 위 온도 범위 내에서, 제2 냉매 스트림으로서, 스트림 내 메탄의 함량이 높은 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림을 충분히 응축시키는 것이 가능하여 공정 안정성이 우수한 효과가 있다. 또한, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림에 포함되는 에틸렌을 생성물로 수득하기에 앞서, 에틸렌의 잠열을 이용하여 보다 낮은 온도의 냉매를 선택적으로 사용하는 것이 가능하여 공정 생산성을 향상시키는 효과가 있다.

한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 순환 흐름은 상기 제2 열교환기(30)를 통과하기 전에 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 제2 냉매 스트림으로 이용되기 위해 온도가 낮춰질 필요가 있다. 상기 온도는 제2 순환 흐름을 형성하는 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 일부의 압력 조절에 의해 낮출 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 순환 스트림과 제2 순환 스트림은 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림으로부터 일정 영역을 기점으로 나뉘어 지는 흐름이며, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림은 일부를 제1 순환 스트림으로서 제1 냉매 스트림으로 이용하기 위해 -70 ℃ 내지 -80 ℃ 대역의 온도로 이미 온도를 낮춘 상태이다. 이 때, -70 ℃ 내지 -80 ℃ 대역의 온도를 가진 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부를 다시 한번 압력을 조절하는 간단한 방법으로 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 온도로 낮춰 제2 순환 흐름을 형성할 수 있으며, 이는 제2 냉매 스트림으로 이용할 수 있다. 이 때, 상기 압력 조절은 -70 ℃ 내지 -80 ℃ 대역의 온도를 갖는 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림에 대하여, 15 bar 내지 25 bar, 16 bar 내지 20 bar, 또는 17 bar 내지 18 bar의 감압에 의해 실시될 수 있다. 이와 비교하여, 현실적으로, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림을 응축시키기 위하여 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매 스트림을 별도로 형성하여 공급하는 것은 현실적으로 구현하기 어렵고, 재순환 C3 탄화수소 화합물로부터 프로필렌을 분리하여 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매 스트림을 형성하더라도 상기 본 발명에 따른 제2 냉매 스트림의 형성 시 요구되는 에너지와 비교하여 10배 이상의 에너지가 소모되는 문제가 있다.또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 압축기(P1)는 앞서 제2 열교환기(30)에서 제2 냉매 스트림으로 이용된 상기 제2 순환 흐름을 압축하여 제2 압축기(P2)로 공급하기 위한 것일 수 있다. 즉, 상기 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림은 제2 압축기(P2)로 공급될 수 있다.

이와 관련하여, 제2 열교환기(30)에서 제2 냉매 스트림으로 이용된 상기 제2 순환 흐름이 제2 압축기(P2)로 순환되어 공급되기 위하여는 요구되는 압력 조건을 충족할 필요가 있다. 즉, 제2 순환 흐름은 제2 열교환기(30)의 제2 냉매 스트림으로 이용하기 위한 추가적인 감온을 위하여 이미 압력이 감압된 상태이므로, 상기 제2 압축기(P2)로 공급되기 위해서는 다시 가압될 필요가 있다. 따라서, 상기 제1 압축기(P1)는 이미 감압된 상태로 제2 열교환기(30)에서 제2 냉매 스트림으로 이용된 제2 순환 흐름을 압축하여 제2 압축기(P2)로 공급하기 위한 것일 수 있다. 이에 따라, 제1 압축기(P1)에 의해 압축된 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림은 제2 압축기(P2)에 비로소 공급될 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급될 수 있는데, 이러한 스트림은, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 이상인 경우에만 선택적으로 형성될 수 있다. 예를 들어, 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 내지 45 몰%, 35 몰% 내지 41 몰% 또는 35 몰% 내지 39 몰%인 경우에는, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급될 수 있다. 이와 같이, 공급 스트림은 내에 C1의 함량이 높다는 것은, 공급 스트림 내에 메탄의 함량이 높다는 것을 의미할 수 있다. 이 경우에, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부를 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급함으로써, 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 유량이 대폭 증가하는 것을 방지하여, 냉각 순환 구역(CB)에 과부하를 방지할 수 있고, 에틸렌의 로스(loss)를 최소화할 수 있으며, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 탈에탄탑(D2)으로의 순환을 원활하게 할 수 있다.

반면에, 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 미만인 경우에는 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급되는 스트림이 형성되지 않을 수 있다. 예를 들어, 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 미만인 경우에는 공급 스트림 내에 메탄의 함량이 낮아 제2 순환 흐름을 제2 냉매 스트림으로서 공급 스트림을 더욱 낮은 온도로 응축하지 않더라도, 공급 스트림 내에 메탄의 함량이 높을 때 생기는 문제가 발생되지 않는다. 이와 같이, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림 내에 C1의 함량에 따라, 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부를 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기(30)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급되는 단계를 선택적으로 수행함으로써, 보다 효율적으로 에틸렌을 제조할 수 있어, 공정 에너지를 절감할 수 있다.

한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 에틸렌 제조방법은, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기(20)를 통과하여 제2 기액분리장치(200)로 공급되기에 앞서, 상기 압축 단계(S3)로부터 공급된 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림으로부터 C3 이상의 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 단계를 더 포함할 수 있다.

구체적으로, 상기 에틸렌 제조방법은, 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림이 탈에탄탑(D2)으로 공급되는 단계; 상기 탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림이 제3 압축기(P3)로 공급되는 단계; 및 상기 제3 압축기(P3)의 압축 배출 스트림이 아세틸렌 전환장치(AC)로 공급되는 단계를 포함할 수 있고, 상기 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림이 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림인 것일 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 압축 단계(S3)에서의 다단 압축은 4단의 압축기(네번째 압축기를 도 2에서 P3로 표시하고, 전단의 1 내지 3단 압축기는 미도시)에 의해 실시될 수 있다. 구체적으로, 상기 압축 단계(S3)에서 1단, 2단 및 3단까지의 압축이 실시되고, 3단 압축기에서 압축되어 배출된 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림이 상기 정제 단계(S4)에서의 탈에탄탑(D2)으로 공급될 수 있다. 탈에탄탑(D2)에서 수소, C1 및 C2의 탄화수소 화합물과, C3 이상의 탄화수소 화합물이 정제되어 분리되며, C3 이상의 탄화수소 화합물은 탈에탄탑(D2)의 하부 배출 스트림으로 배출되고, 수소, C1 및 C2의 탄화수소 화합물은 탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림으로 배출되며, 탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림이 상기 4단 압축기 중 네번째 압축기인 제3 압축기(P3)에 공급되어, 4단 압축이 정제 단계(S4)에서 실시되는 것일 수 있다.

또한, 상기 정제 단계(S4)에 있어서, 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림은 탈에탄탑(D2)으로 공급되기 전에 1개 이상의 열교환기를 통해 냉각되어 공급될 수 있고, 상기 제3 압축기(P3)의 압축 배출 스트림은 아세틸렌 전환장치(AC)로 공급되기 전에 1개 이상의 열교환기를 통해 냉각되어 공급될 수 있으며, 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림인 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림은 제1 열교환기(20)로 공급되기 전에, 1개 이상의 열교환기를 통해 냉각되고, 1개 이상의 건조장치를 통해 건조되며, 1개 이상의 기액분리장치를 통해 일부 스트림이 분리되어 공급될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면 상기 1개 이상의 기액분리장치는 제1 기액분리장치(100)일 수 있고, 상기 제1 기액분리장치(100)로 공급된 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림은 상기 제1 기액분리장치(100)에서 제1 기액분리장치(100)의 하부 배출 스트림 및 상부 배출 스트림으로 각각 기액분리될 수 있다.

본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기액분리장치(100)가 구비되는 경우, 상기 제1 기액분리장치(100)의 상부 배출 스트림이 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림인 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기액분리장치(100)가 구비되는 경우, 상기 제1 기액분리장치(100)의 하부 배출 스트림은 탈에탄탑(D2)으로 재순환되는 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 탈에탄탑(D2)의 하부 배출 스트림은 탈프로판탑(미도시)으로 공급되는 것일 수 있고, 이 후 탈프로판탑(미도시)에서 C3 이상의 탄화수소 화합물에 대한 정제 및 분리 공정이 실시될 수 있다.

또한, 본 발명은 상기 에틸렌 제조방법을 실시하기 위한 에틸렌 제조장치(도 2)를 제공한다. 상기 에틸렌 제조장치는 제1 순환 흐름으로서 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부를 제1 냉매 스트림으로 이용하여, 공급 스트림을 냉각시키는 제1 열교환기(20); 상기 제1 열교환기(20)로부터 냉각되어 배출된 공급 스트림을 기액분리하기 위한 제2 기액분리장치(200); 제2 순환 흐름으로서 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림의 일부를 제2 냉매 스트림으로 이용하여, 상기 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림을 냉각시키는 제2 열교환기(30); 상기 제2 열교환기(30)로부터 냉각되어 배출된 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 제3 기액분리장치(300); 상기 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림 및 상기 제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림에서 메탄을 분리하기 위한 탈메탄탑(D1); 상기 탈메탄탑(D1)의 하부 배출 스트림에서 C2를 분리하기 위한 C2 분리장치(SP); 제2 열교환기(30)에서 냉매로 이용된 상기 제2 순환 흐름을 압축하기 위한 제1 압축기(P1); 및 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림, 제1 순환 흐름 및 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림을 압축하기 위한 제2 압축기(P2)를 포함하는 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 에틸렌 제조장치는, 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림에서 C3 이상의 탄화수소 화합물을 분리하기 위한 탈에탄탑(D2); 상기 탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림을 압축하기 위한 제3 압축기(P3); 및 상기 제3 압축기의 압축 배출 스트림에서 아세틸렌을 에틸렌으로 전환시키기 위한 아세틸렌 전환장치(AC)를 포함하는 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기액분리장치(200)는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 하부 배출 스트림; 및 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 것일 수 있다.

또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 기액분리장치(300)는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 하부 배출 스트림; 및 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 것일 수 있다.

본 발명에 따른 상기 에틸렌 제조장치의 각 장치는 앞서 기재한 에틸렌 제조방법에 따른 공정을 실시하기 위한 장치일 수 있다.

이상, 본 발명에 따른 에틸렌 제조방법을 기재 및 도면에 도시하였으나, 상기의 기재 및 도면의 도시는 본 발명을 이해하기 위한 핵심적인 구성만을 기재 및 도시한 것으로, 상기 기재 및 도면에 도시한 공정 및 장치 이외에, 별도로 기재 및 도시하지 않은 공정 및 장치는 상기 에틸렌 제조방법을 실시하기 위해 적절히 응용되어 이용될 수 있다.

이하, 실시예에 의하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 하기 실시예는 본 발명을 예시하기 위한 것으로 본 발명의 범주 및 기술사상 범위 내에서 다양한 변경 및 수정이 가능함은 통상의 기술자에게 있어서 명백한 것이며, 이들 만으로 본 발명의 범위가 한정되는 것은 아니다.

실험예

실시예 1

도 2에 도시된 공정 흐름도에 대하여, ASPENTECH 社의 ASPEN Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다.

열분해 단계(S1)의 공급 원료로서 재순환 C2 탄화수소 화합물, 재순환 C3 탄화수소 화합물 및 외부로부터 공급되는 프로판을 각각 32,740 kg/hr(재순환 C2 탄화수소 화합물), 16,180 kg/hr(재순환 C3 탄화수소 화합물) 및 75,561 kg/hr(프로판) (전체 공급 원료 중 C3 함량 74.7 중량%)의 공급 유량으로 설정하였다. 상기 열분해 압축 스트림의 조성을 하기 표 1에 나타내었고, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 2에 나타내었으며, 제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 3에 나타내었다.

구분	함량(몰%)
수소	20.4
메탄	26.0
에탄	7.6
에틸렌	31.4
아세틸렌	0.4
프로판	5.7
프로필렌	6.5
C4+	2.0

구분	온도(℃)	압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림	-37.0	7.35
탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림	-68.0	7.21
제3 압축기(P3)의 압축 배출 스트림	31.0	28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림	77.7	25.29
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-60.0	23.36
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-72.0	23.05
제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림	-72.2	22.84
제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림	-72.2	22.84
제2 열교환기(30)를 통과한 후의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림	-82.6	22.64
제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림	-82.7	22.50
제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림	-82.7	22.50
탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림	-83.7	9.30
탈메탄탑(D2)의 하부 배출 스트림	-47.3	9.60
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림	-73.9	3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림	-52.6	4.10
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림	-58.7	18.00
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(제1 냉매 스트림)	-74.6	3.34
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 제1 순환 흐름(제1 냉매 스트림)	-74.9	3.30
제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 제2 순환 흐름(제2 냉매 스트림)	-100.9	0.20
제2 열교환기(30)를 통과한 후의 제2 순환 흐름(제2 냉매 스트림)	-101.5	0.16
제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림	-25.4	3.30

구분	함량(몰%)
수소	28.0
메탄	58.8
에탄	11.9
에틸렌	1.3
유량	57,547 (kg/hr)

실시예 2

열분해 단계(S1)의 공급 원료로서 재순환 C2 탄화수소 화합물, 재순환 C3 탄화수소 화합물 및 외부로부터 공급되는 프로판을 각각 7,920 kg/hr(재순환 C2 탄화수소 화합물), 18,275 kg/hr(재순환 C3 탄화수소 화합물) 및 103,810 kg/hr(프로판) (전체 공급 원료 중 C3 함량 93.9 중량%)의 공급 유량으로 설정하였다. 상기 열분해 압축 스트림의 조성을 하기 표 4에 나타내었고, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 5에 나타내었으며, 제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 6에 나타내었다.

구분	함량(몰%)
수소	17.7
메탄	29.1
에탄	4.7
에틸렌	30.1
아세틸렌	0.5
프로판	7.4
프로필렌	7.3
C4+	0

구분	온도(℃)	압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림	-21	7.5
탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림	-72	7.21
제3 압축기(P3)의 압축 배출 스트림	34.4	28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림	77.7	85.29
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-55.6	23.36
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-72.2	22.84
제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림	-72.2	22.84
제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림	-72.2	22.84
제2 열교환기(30)를 통과한 후의 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림	-80.2	22.64
제3 기액분리장치(300)의 상부 배출 스트림	-80.3	22.50
제3 기액분리장치(300)의 하부 배출 스트림	-80.3	22.50
탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림	-68.1	9.30
탈메탄탑(D2)의 하부 배출 스트림	-48.3	9.60
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림	-73.9	3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림	-52.6	4.10
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림	-58.7	18.00
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(제1 냉매 스트림)	-74.6	3.34
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 제1 순환 흐름(제1 냉매 스트림)	-74.9	3.30
제2 열교환기(30)를 통과하기 전의 제2 순환 흐름(제2 냉매 스트림)	-100.9	0.20
제2 열교환기(30)를 통과한 후의 제2 순환 흐름(제2 냉매 스트림)	-101.5	0.16
제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림	-25.4	3.30

구분	함량(몰%)
수소	21.3
메탄	64.7
에탄	0.9
에틸렌	13.1
유량	66,730 (kg/hr)

비교예

상기 실시예 1에서, 도 2에 도시된 공정 흐름도 대신, 도 1에 도시된 공정 흐름도를 이용한 것을 제외하고는, 상기 실시예와 동일한 조건에서, 공정을 시뮬레이션 하였다. 열분해 압축 스트림의 조성은 상기 표 1과 동일하다.

이 때, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 7에 나타내었고, 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 8에 나타내었다.

구분	온도(℃)	압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림	-21	7.5
탈에탄탑(D2)의 상부 배출 스트림	-67.8	7.21
제3 압축기(P3)의 압축 배출 스트림	35.8	28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림	77.7	25.29
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-64.6	23.36
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림	-80.9	23.05
제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림	-81.0	22.91
제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림	-81.0	22.91
탈메탄탑(D1)의 상부 배출 스트림	-91.2	9.3
탈메탄탑(D2)의 하부 배출 스트림	-53.3	9.6
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림	-74.2	3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림	-52.5	4.1
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림	27.5	18.85
제1 열교환기(20)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(제1 냉매 스트림)	-70.6	4.3
제1 열교환기(20)를 통과한 후의 제1 순환 흐름 (제1 냉매 스트림)	-66.6	4.15

구분	함량(몰%)
수소	30.8
메탄	56.5
에탄	1.1
에틸렌	11.6
유량	50,464 (kg/hr)

상기 표 1 및 7에 나타낸 바와 같이, 열분해 단계(S1)에서 공급 원료로 프로판의 공급 유량을 증가시킨 경우, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하였고, 표 3 및 8에 나타낸 바와 같이, 동일 종류의 공급 원료를 동일한 유량으로 공급하였을 때, 정제 단계(S4)에서, 제2 기액분리장치(200)만을 이용하는 비교예에 비하여, 제2 열교환기(30)를 통해 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매를 통해 추가적인 냉각을 실시한 후의 제3 기액분리장치(300)를 이용하는 실시예 1의 경우, 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 기액분리장치(100, 200)의 상부 배출 스트림에 포함되는 에틸렌의 함량을 저감시키는 것이 가능하여, 에틸렌의 로스(loss)를 방지하고, 냉각 순환 구역(CB)의 과부하의 발생을 방지하여, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 탈에탄탑(D2)으로의 순환을 확보하는 것이 가능한 것을 확인하였다.또한, 표 1 및 4에 나타낸 바와 같이, 열분해 단계(S1)에서 공급 원료 중 외부로부터 공급되는 프로판의 함량 및 비율을 증가시킨 경우, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 더욱 증가하는 것을 확인할 수 있었고, 표 5 및 6에 나타낸 바와 같이, 제2 열교환기(30)를 통해 -95 ℃ 내지 -105 ℃ 대역의 냉매를 통해 추가적인 냉각을 실시한 후의 제3 기액분리장치(300)를 이용함으로써, 공급 원료로 프로판의 함량 및 비율이 증가하더라도 정제 단계(S4)의 정상적인 실시가 가능한 것을 확인할 수 있었다.

한편, 상기 표 7에 나타낸 각 스트림의 온도 및 압력은 도 1에 도시된 공정 흐름도를 이용한 공정 시뮬레이션을 실시하기 위한 온도 및 압력에 해당하나, 상기 표 7의 제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림의 경우, 실제 공정에서는 -75 ℃가 가장 저온인 상태의 시스템이기 때문에, 상기 기재된 온도인 -80.9 ℃의 실시가 불가능하다. 또한, 이에 따라서, 제2 기액분리장치(200)로 공급되는 제1 열교환기(20)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림은 응축이 충분히 실시되지 못한 상태이기 때문에, 제2 기액분리장치(200)의 하부 배출 스트림 및 상부 배출 스트림도 상기 온도 및 압력에서 실시되는 것이 불가능하다.

따라서, 도 1에 도시된 공정 흐름도를 상기와 같이 공정의 운전이 가능한 조건에 맞춘 시뮬레이션이 아닌 실제 공정에 적용하는 경우, 제1 열교환기(20)에서의 응축이 충분하지 못하여, 응축되지 못한 유체가 제2 기액분리장치(200)의 상부 배출 스트림으로 함께 배출되어 냉각 순환 구역(CB)로 유입되는 문제가 발생한다. 또한, 냉각 순환 구역(CB)으로 유입된 유체에 의해 냉각 순환 구역(CB)에서는 냉각 순환을 실시하기 위한 열량이 부족해지고, 이에 따라 생성물인 에틸렌이 테일 가스(tail gas)로 빠져나가는 심각한 손실이 발생하게 된다. 또한, 냉각 순환 구역(CB)에서의 주울-톰슨 순환(Joule-Thomson recycle)으로 제3 압축기(P3)에 재유입되는 유체가 증가하게 되고, 이에 따라 일량이 증가하고, 냉각 순환 구역(CB)의 전체에 걸쳐 과부하가 발생하게 된다.

본 발명자들은 상기와 같은 결과로부터, 본 발명에 따라 에틸렌을 제조하는 경우, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 것을 확인하였다.

Claims

C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기를 통과하여 제2 기액분리장치로 공급되는 단계;
상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑으로 공급되고, 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기를 통과하여 제3 기액분리장치로 공급되는 단계;
상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑으로 공급되는 단계;
상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치로 공급되는 단계;
상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계;
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기를 통과하여 제2 압축기로 공급되는 단계;
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계; 및
상기 제1 압축기의 압축 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계를 포함하는 에틸렌 제조방법.
C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림이 제1 열교환기를 통과하여 제2 기액분리장치로 공급되는 단계;
상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 일부가 탈메탄탑으로 공급되고, 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 열교환기를 통과하여 제3 기액분리장치로 공급되는 단계;
상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림이 탈메탄탑으로 공급되는 단계;
상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치로 공급되는 단계;
상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계;
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 제1 열교환기를 통과하여 제2 압축기로 공급되는 단계;
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계; 및
상기 제1 압축기의 압축 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계를 포함하며,
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부가 제2 순환 흐름으로서 제2 열교환기를 통과하여 제1 압축기로 공급되는 단계는, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림 내에 C1의 함량이 35 몰% 이상인 경우에만 선택적으로 수행되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제1 열교환기를 통과하기 전의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림의 온도는 -65 ℃ 내지 -55 ℃이고,
상기 제1 열교환기를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림의 온도는 -76 ℃ 내지 -66 ℃인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림의 잔부가 탈에탄탑으로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림은 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제2 열교환기를 통과하기 전의 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림의 온도는 -76 ℃ 내지 -66 ℃이고,
상기 제2 열교환기를 통과한 후의 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림의 온도는 -90 ℃ 내지 -77 ℃인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제3 기액분리장치의 상부 배출 스트림이 냉각 순환 구역으로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 탈메탄탑의 상부 배출 스트림이 냉각 순환 구역으로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림은 에틸렌을 포함하는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 C2 분리장치의 하부 배출 스트림이 공급 원료로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부는 제3 순환 흐름으로서 C2 분리장치로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제1 순환 흐름의 제1 열교환기를 통과하기 전의 온도는 -70 ℃ 내지 -80 ℃이고,
상기 제1 순환 흐름의 제1 열교환기를 통과한 후의 온도는 -70 ℃ 내지 -80 ℃인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제2 순환 흐름의 제2 열교환기를 통과하기 전의 온도는 -95 ℃ 내지 -105 ℃이고,
상기 제2 순환 흐름의 제2 열교환기를 통과한 후의 온도는 -95 ℃ 내지 -105 ℃인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 제1 순환 흐름의 제1 열교환기를 통과한 후의 스트림은 상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림에 합류되어 제2 압축기로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1항 또는 제2항에 있어서,
상기 에틸렌 제조방법은,
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림이 탈에탄탑으로 공급되는 단계;
상기 탈에탄탑의 상부 배출 스트림이 제3 압축기로 공급되는 단계; 및
상기 제3 압축기의 압축 배출 스트림이 아세틸렌 전환장치로 공급되는 단계를 포함하고,
상기 아세틸렌 전환장치의 하부 배출 스트림이 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림인 에틸렌 제조방법.
제15항에 있어서,
상기 탈에탄탑의 하부 배출 스트림이 탈프로판탑으로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법.
제1 순환 흐름으로서 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부를 제1 냉매 스트림으로 이용하여, 공급 스트림을 냉각시키는 제1 열교환기;
상기 제1 열교환기로부터 냉각되어 배출된 공급 스트림을 기액분리하기 위한 제2 기액분리장치;
제2 순환 흐름으로서 제2 압축기의 압축 배출 스트림의 일부를 제2 냉매 스트림으로 이용하여, 상기 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림을 냉각시키는 제2 열교환기;
상기 제2 열교환기로부터 냉각되어 배출된 제2 기액분리장치의 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 제3 기액분리장치;
상기 제2 기액분리장치의 하부 배출 스트림 및 상기 제3 기액분리장치의 하부 배출 스트림에서 메탄을 분리하기 위한 탈메탄탑;
상기 탈메탄탑의 하부 배출 스트림에서 C2를 분리하기 위한 C2 분리장치;
제2 열교환기에서 냉매로 이용된 상기 제2 순환 흐름을 압축하기 위한 제1 압축기; 및
C2 분리장치의 상부 배출 스트림, 제1 순환 흐름 및 제1 압축기의 압축 배출 스트림을 압축하기 위한 제2 압축기를 포함하는 에틸렌 제조장치.
제17항에 있어서,
상기 에틸렌 제조장치는,
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림에서 C3 이상의 탄화수소 화합물을 분리하기 위한 탈에탄탑;
상기 탈에탄탑의 상부 배출 스트림을 압축하기 위한 제3 압축기; 및
상기 제3 압축기의 압축 배출 스트림에서 아세틸렌을 에틸렌으로 전환시키기 위한 아세틸렌 전환장치를 포함하는 것인 에틸렌 제조장치.
제17항에 있어서,
상기 제2 기액분리장치는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 하부 배출 스트림; 및 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 것인 에틸렌 제조장치.
제17항에 있어서,
상기 제3 기액분리장치는 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 하부 배출 스트림; 및 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 상부 배출 스트림을 기액분리하기 위한 것인 에틸렌 제조장치.