WO2020040421A1 - 열분해 생성물의 냉각 방법 - Google Patents

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Definitions

  • the present invention relates to a method for cooling pyrolysis products, and more particularly, to a method for cooling naphtha cracking products.
  • Naphtha is a gasoline (gasoline) fraction obtained from a distillation unit of crude oil, and is used as a material for producing ethylene, propylene, benzene, etc., which are basic raw materials of petrochemical through pyrolysis.
  • the production of such a product through pyrolysis of naphtha is carried out by adding a hydrocarbon-based compound such as naphtha as a feedstock, pyrolyzing it in a furnace, and cooling, compressing and purifying the pyrolyzed product.
  • ethane and propane are used as feedstock.
  • a method of adding a gas decomposition process is used.
  • ethane uses ethane circulated after purification among pyrolysis products generated by the decomposition of naphtha as a feedstock
  • propane is used as a feedstock among pyrolysis products generated after decomposition of naphtha, circulated after purification.
  • propane introduced from the outside is used as a feedstock.
  • propane since the cost is cheaper than other feedstocks, it is easy to supply from the outside, and the cost is low, thereby reducing the production cost.
  • the capacity of the pyrolysis product supplied to the quench tower by the cracking furnace is increased.
  • the quenching tower has a limit capacity for cooling the pyrolysis product
  • the pyrolysis product supplied above the quenching tower's limit capacity causes the differential pressure from the cracking furnace outlet to the inlet of the compressor to increase.
  • the decomposition increases the outlet pressure, which lowers the selectivity of the pyrolysis reaction and causes a decrease in the yield of the product.
  • the pyrolysis product supplied beyond the limit capacity of a quench tower has a problem of reducing the separation efficiency of a quench tower.
  • the compressor inlet pressure is usually adjusted to increase yield during compression and purification.
  • the cracking furnace outlet pressure is determined by adding the differential pressure from the cracking furnace outlet to the compressor inlet to the compressor inlet pressure.
  • the cracking furnace outlet pressure is increased, the selectivity of the pyrolysis reaction is lowered, the yield of the product is lowered, and the amount of coke production is increased, so that the cracking furnace outlet pressure is limited to be kept below a certain level, and thus the compressor Increasing the inlet pressure also poses a problem.
  • the problem to be solved in the present invention is to improve the process stability and separation efficiency of the quench tower according to the addition of the feedstock during the production of the product through the pyrolysis of naphtha in order to solve the problems mentioned in the technology that is the background of the invention In addition, to improve the differential pressure from the decomposition furnace outlet to the inlet of the compressor.
  • the pyrolysis product in the production of the product through pyrolysis of naphtha, can be cooled within the limit capacity of the quench tower even though the capacity of the pyrolysis product increases due to the addition of the feedstock.
  • the differential pressure up to the process stability is improved, and further, the efficiency of separation of the quenching tower is improved, and from the improved differential pressure, even if the pressure of the compressor inlet is further increased, the cracking furnace outlet pressure is kept below a certain level. It is an object of the present invention to provide a pyrolysis product cooling method that can increase the product yield through pyrolysis.
  • the present invention comprises the steps of supplying the discharge stream to the first quench tower liquid phase decomposition; And supplying a first quench tower overhead discharge stream to a second quench tower, supplying a first gas crack furnace output stream to a second quench tower, and supplying a second gas crack furnace output stream to the second quench tower. It provides a pyrolysis product cooling method comprising the step of feeding.
  • the pyrolysis product cooling method according to the present invention in the production of the product through the pyrolysis of naphtha, the pyrolysis product can be cooled within the limit capacity of the quench tower, even though the capacity of the pyrolysis product increases due to the addition of the feedstock, Improve process stability by improving the differential pressure from the cracker furnace outlet to the inlet of the compressor, improve the efficiency of separation of the quench tower, and from the improved differential pressure, even if the pressure at the compressor inlet is further increased, the cracker furnace outlet pressure is maintained at a certain level. Maintaining below has the effect of increasing the product yield through pyrolysis of naphtha.
  • FIG. 1 is a process flow diagram of a pyrolysis product cooling method according to an embodiment of the present invention.
  • FIG. 2 is a process flow diagram of a pyrolysis product cooling method according to a comparative example of the present invention.
  • the term 'stream' may mean a flow of fluid in a process, and may also mean a fluid flowing in a pipe. Specifically, the 'stream' may mean the fluid itself and the flow of the fluid at the same time in the pipe connecting each device.
  • the fluid may mean a gas or a liquid.
  • the term 'differential pressure' may mean a difference between the pressure of the decomposition furnace outlet and the pressure of the compressor inlet, and as a specific example, may be calculated by Equation 1 below.
  • the pyrolysis product cooling method comprises the steps of: supplying a liquid cracking furnace (10) discharge stream to the first quench tower (100); And supplying the first quench tower (100) top discharge stream to the second quench tower (200), supplying the first gas phase cracker (20) discharge stream to the second quench tower (200), and
  • the second gas phase cracking furnace 30 may include supplying the discharge stream to the second quench tower 200.
  • the pyrolysis step (S1) when pyrolysis is carried out through a gas phase decomposition process using a hydrocarbon compound having 2 to 4 carbon atoms as the feedstock (F3), other feedstocks (F1, F2), for example
  • F1, F2 feedstocks
  • the cost is cheaper, it is easy to supply from the outside, and the production cost of pyrolysis products is increased while reducing the production cost. It is effective to let.
  • the first pyrolysis products generated in the plurality of cracking furnaces 10, 20, and 30 are collectively supplied to the first quenching tower 100, the first pyrolysis products may increase due to the increased capacity of the pyrolysis products.
  • the limit capacity of the quench tower 100 will be exceeded. Therefore, the differential pressure from the plurality of cracking furnaces 10, 20, 30 to the inlet of the compressor P1 is increased, which decreases the process stability from the cracking furnaces 10, 20, 30 to the compressor P1.
  • the pyrolysis product supplied beyond the limit capacity of the first quench tower 100 has a problem of lowering the separation efficiency of the first quench tower 100.
  • the liquid cracking furnace 10 discharge stream is supplied to the first quench tower 100, and the first gaseous cracking furnace 20 discharge stream and
  • the capacity limit of the first quench tower 100 is increased even though the capacity of the pyrolysis product is increased due to the addition of the feedstock F3. It is possible to cool the pyrolysis product in the interior, thereby improving process stability by improving the differential pressure increase from the decomposition furnace outlets 10, 20, 30 to the inlet of the compressor P1, and separating efficiency of the first quench tower 100.
  • the pyrolysis product cooling method according to an embodiment of the present invention may be applied to the cooling step (S2) of the pyrolysis product manufacturing method.
  • the liquid phase cracking furnace 10 may be a cracking furnace for pyrolyzing the feedstock (F1) supplied in the liquid phase (liquid phase).
  • the thermal decomposition temperature of the liquid phase cracking furnace 10 may be 500 °C to 1,000 °C, 750 °C to 875 °C, or 800 °C to 850 °C, the supply supplied to the liquid cracking furnace 10 within this range
  • the pyrolysis yield of the raw material F1 is effective.
  • the feedstock (F1) for performing liquid phase pyrolysis in the liquid phase decomposition furnace 10 may include a mixture of hydrocarbon compounds supplied in the form of a liquid phase.
  • it may include naphtha. More specific example may be naphtha.
  • the naphtha may be derived from the fraction of gasoline (gasoline) obtained in the distillation apparatus of crude oil.
  • the first gas phase cracking furnace 20 may be a cracking furnace for pyrolyzing the feedstock (F2) supplied to the gas phase (gas phase).
  • the thermal decomposition temperature of the first gas phase decomposition furnace 20 may be 500 °C to 1,000 °C, 750 °C to 900 °C, or 825 °C to 875 °C, within this range the first gas phase decomposition furnace 20
  • the pyrolysis yield of the feedstock F2 supplied to the is excellent in effect.
  • the feedstock (F2) for performing gas phase pyrolysis in the first gas phase decomposition furnace 20 may include a mixture of hydrocarbon compounds supplied in the form of a gas phase.
  • it may include one or more selected from the group consisting of recycled C2 hydrocarbon compounds and recycled C3 hydrocarbon compounds. More specifically, it may be at least one selected from the group consisting of recycled C2 hydrocarbon compounds and recycled C3 hydrocarbon compounds.
  • the recycled C2 hydrocarbon compound and recycled C3 hydrocarbon compound may be derived from the C2 hydrocarbon compound and the C3 hydrocarbon compound that are recycled after purification in the purification step (S4), respectively.
  • the recycled C2 hydrocarbon compound may be ethane (ethane) recycled after purification in the purification step (S4), the recycled C3 hydrocarbon compound is purified in the purification step (S4) Propane, which is then recycled.
  • the second gas phase cracking furnace 30 may be a cracking furnace for pyrolyzing the feedstock F3 supplied to the gas phase.
  • the pyrolysis temperature of the second gas phase decomposition furnace 30 may be adjusted according to the feedstock (F3), specifically 500 °C to 1,000 °C, 750 °C to 875 °C, or 825 °C to 875 °C In this range, the pyrolysis yield of the feedstock F3 supplied to the second gas phase cracking furnace 30 is excellent.
  • the feedstock (F3) for performing gas phase pyrolysis in the second gas phase cracking furnace 30 may include a mixture of hydrocarbon compounds supplied in the form of a gas phase.
  • the liquefied petroleum gas containing at least one selected from the group consisting of propane and butane feedstock (F3) for performing gas phase pyrolysis in the second gas phase cracking furnace (30) (LPG), and the liquefied petroleum gas may be vaporized and supplied to the second gas phase cracking furnace (30) for supply to the second gas phase cracking furnace (30).
  • the first quench tower 100 may be a quench tower for cooling the discharge stream by the liquid phase decomposition.
  • the first quench tower 100 may be a quench oil tower.
  • the first quench tower 100 uses oil as a coolant for cooling the pyrolysis product.
  • the oil is a heavy hydrocarbon having 9 to 20 carbon atoms having a boiling point of 200 ° C. or higher generated in the pyrolysis product. Compounds can be cycled and used.
  • the first quench tower 100 may cool down the pyrolysis product and separate heavy hydrocarbon compounds having 9 or more carbon atoms in the pyrolysis product. Accordingly, the liquid cracking furnace 10 discharge stream supplied to the first quench tower 100 may be separated into a hydrocarbon compound having 8 or less carbon atoms and a hydrocarbon compound having 9 or more carbon atoms in the first quench tower 100.
  • the upper discharge stream of the first quench tower 100 may include a hydrocarbon compound having 8 or less carbon atoms
  • the lower discharge stream of the first quench tower 100 includes a hydrocarbon compound having 9 or more carbon atoms. It may be.
  • the second quench tower 200 is a quench for cooling the upper effluent stream of the first quench tower 100, the first gaseous cracking furnace discharge stream and the second gaseous cracking furnace discharge stream. It may be a quench tower. Specifically, the second quench tower 200 may be a quench water tower. The second quench tower 200 uses water as a coolant for cooling the pyrolysis product. The water is dilutioin steam which is introduced to increase the pyrolysis efficiency during the pyrolysis reaction. Condensed water can be circulated and used.
  • the second quench tower 200 may cool the pyrolysis product and separate hydrocarbon compounds having 6 to 8 carbon atoms in the pyrolysis product. Therefore, the upper discharge stream, the first gaseous cracking furnace discharge stream, and the second gaseous cracking furnace discharge stream of the first quenching tower 100 supplied to the second quenching tower 200 are, in the second quenching tower 200. It may be separated into a hydrocarbon compound having 5 or less carbon atoms and a hydrocarbon compound having 6 to 8 carbon atoms.
  • the first gaseous cracking furnace 20 discharge stream and the second gaseous cracking furnace 30 discharge stream which are supplied to the second quenching tower 200 are respectively the first quenching tower. (100) may be joined to the upper discharge stream and supplied to the second quench tower (200). That is, the first gaseous cracking furnace 20 discharge stream and the second gaseous cracking furnace 30 discharge stream may have an inlet port of the second quenching tower 200 that is the same as the upper discharge stream of the first quenching tower 100. It may be supplied to the second quench tower 200 through.
  • the second gas phase cracker 30 discharge stream prior to joining the first quench tower 100 upper discharge stream, the first gas cracker 20 discharge stream. Joined in, the first quench tower 100 may be joined to the upper discharge stream.
  • the first gas phase cracking furnace 20 discharge stream and the second gas pyrolyzed and discharged from the first gas phase cracking furnace 20 and the second gas phase cracking furnace 30 are discharged.
  • the gaseous cracking furnace 30 discharge stream may or may not contain extremely minor amounts of heavy hydrocarbon compounds having at least 9 carbon atoms in the pyrolysis product, due to the nature of the feedstocks F2, F3. Accordingly, the first gaseous cracking furnace 20 discharge stream and the second gaseous cracking 30 discharge stream may require a process of separating heavy hydrocarbon compounds having 9 or more carbon atoms in the pyrolysis product simultaneously with cooling. Because it is not, according to the pyrolysis product cooling method according to the invention it is possible to supply directly to the second quench tower 200 instead of undergoing the cooling and separation process in the first quench tower (100).
  • the pyrolysis product can be cooled within the limit capacity of the first quench tower 100, thereby improving the differential pressure increase from the cracking furnace outlets 10, 20, 30 to the inlet of the compressor P1.
  • the pressure at the liquid cracking furnace 10 outlet of the liquid cracking furnace 10 discharge stream is 1.5 bar (a) to 2.0 bar (a), 1.6 bar (a) to 1.9 bar (a), or 1.73 bar (a) to 1.78 bar (a).
  • the pressure at the outlet of the first gas phase cracker 20 of the discharge stream to the first gas phase cracker 20 is 1.5 bar (a) to 2.5 bar (a), 1.6 bar (a) to 2.0 bar (a), or 1.70 bar (a) to 1.75 bar (a).
  • the pressure at the outlet of the second gas cracker 30 of the second gas cracker 30 discharge stream is 1.5 bar (a) to 2.5 bar (a), 1.6 bar (a) to 2.0 bar (a), or 1.70 bar (a) to 1.75 bar (a).
  • the differential pressure from the cracking furnace outlets 10, 20, 30 to the inlet of the compressor P1 is maintained at a desirable level for cooling the pyrolysis product, thereby improving process stability. Excellent effect.
  • the pressure of the cracking furnace outlets 10, 20, and 30 is kept below a certain level, thereby increasing the output of the product through pyrolysis of naphtha. have.
  • the second quench tower 200, the upper discharge stream may be supplied to the compressor (P1).
  • the compressor P1 may be a compressor P1 for performing the compression step S3.
  • the compressor P1 may be the first compressor of the multistage compressor.
  • the compression step S3 comprises a compression process of compressing through multistage compression from two or more compressors to purify the pyrolysis stream cooled in the cooling step S2. Can be.
  • the pyrolysis product compressed by the compression step S3 may be purified and separated through the purification step S4.
  • the pressure at the inlet of the compressor P1 of the second quench tower 200 top discharge stream is 1.1 bar (a) to 2.0 bar (a), 1.1 bar (a) to 1.8 bar (a), or from 1.1 bar (a) to 1.5 bar (a).
  • the differential pressure from the cracking furnace outlets 10, 20, 30 to the inlet of the compressor P1 is maintained at a desirable level for cooling the pyrolysis product, thereby improving process stability. Excellent effect.
  • the compressor inlet pressure is usually adjusted to increase yield during compression and purification.
  • the cracking furnace outlet pressure is determined by adding the differential pressure from the cracking furnace outlet to the compressor inlet to the pressure of the inlet of the compressor.
  • the cracking furnace outlet pressure is increased, the selectivity of the pyrolysis reaction is lowered, the yield of the product is lowered, and the amount of coke production is increased, so that the cracking furnace outlet pressure is limited to be kept below a certain level, and thus the compressor Increasing the inlet pressure also poses a problem.
  • the differential pressure is improved within the pressure range, and accordingly, even if the pressure of the compressor P1 inlet is further increased, the pressure of the outlet 10, 20, 30 of the decomposition furnace is maintained at a predetermined level or less. This has the effect of increasing the product yield through pyrolysis of naphtha.
  • the differential pressure between the pressure at the liquid cracking furnace outlet of the liquid cracking furnace 10 discharge stream and the pressure at the compressor inlet of the second quench tower top discharge stream is 0.28 bar or less, 0.1 bar to 0.28 bar, Or 0.1 bar to 0.23 bar.
  • the pressure difference between the pressure at the first gas phase cracker furnace outlet of the first gas phase cracker 20 discharge stream and the pressure at the compressor inlet port of the second quench tower top discharge stream is 0.26 bar or less, 0.1 bar to 0.25 bar, or 0.1 bar to 0.20 bar.
  • the pressure difference between the pressure at the outlet of the second gas phase cracker in the outlet of the second gas phase cracker 30 and the pressure at the compressor inlet of the top overhead stream of the second quench tower is 0.26 bar or less, 0.1 bar to 0.25 bar, or 0.1 bar to 0.20 bar.
  • Example 1 the process was simulated under the same conditions as in Example 1, except that the process flow diagram shown in FIG. 2 was used instead of the process flow diagram shown in FIG. It is shown in Table 2 below.
  • Example 2 the process was simulated under the same conditions as in Example 2, except that the process flow diagram shown in FIG. 2 was used instead of the process flow diagram shown in FIG. It is shown in Table 4 below.
  • each cracking furnace (10 By increasing the flow rate of the feedstocks (F1, F2, F3) to 20, 30), the differential pressure between the outlet of each cracking furnace and the compressor inlet increased slightly compared to Example 1, Product through pyrolysis It was confirmed that the production of ethylene increased by more than 10%.
  • the inventors have found that, when using the pyrolysis product cooling method according to the present invention, in the production of the product through pyrolysis of naphtha, the capacity of the pyrolysis product due to the addition of the feedstock is increased within the limit capacity of the quench tower. It was confirmed that the pyrolysis product can be cooled at, thereby improving process stability by improving the differential pressure increase from the decomposition furnace outlet to the inlet of the compressor, and improving the separation efficiency of the quench tower.

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Abstract

본 발명은 열분해 생성물의 냉각 방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 액상 분해로 배출 스트림을 제1 급냉탑에 공급하는 단계; 및 제1 급냉탑 상부 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와, 제1 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와, 제2 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계를 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법을 제공한다.

Description

열분해 생성물의 냉각 방법
관련출원과의 상호인용
본 출원은 2018년 8월 23일자 한국특허출원 제10-2018-0098337호에 기초한 우선권의 이익을 주장하며, 해당 한국특허출원의 문헌에 개시된 모든 내용은 본 명세서의 일부로서 포함된다.
기술분야
본 발명은 열분해 생성물의 냉각 방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 나프타 크래킹(naphtha cracking) 생성물의 냉각 방법에 관한 것이다.
나프타(naphtha)는 원유의 증류장치에서 수득된 가솔린(gasoline)의 유분으로, 열분해를 통해 석유화학의 기초 원료인 에틸렌, 프로필렌, 벤젠 등을 생성하기 위한 재료로 이용된다. 이러한 나프타의 열분해를 통한 생성물의 제조는 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 투입하고, 이를 분해로(furnace)에서 열분해하고, 열분해된 생성물을 냉각, 압축 및 정제하여 실시하게 된다.
최근, 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 이용하는 열분해 방법에 있어서, 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, 원가가 저렴하여 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, 압축 및 정제하기 위한 공정들도 함께 추가되는 것이 바람직하나, 해당 공정들을 증설하기 위한 공간 등의 문제나 투자비 절감의 이유로 주로 분해로만이 추가하고, 이를 기존 설비에 연결하는 방식으로 증설이 이루어지고 있다.
여기서, 상기와 같이 분해로를 증설하고, 이에 대한 공급 원료로서 외부로부터 프로판 등을 추가로 도입하여 이용하는 경우, 추가된 분해로에 의해 급냉탑으로 공급되는 열분해 생성물의 용량이 증가하게 된다. 그러나, 급냉탑은 열분해 생성물을 냉각시키기 위한 한계 용량이 정해져 있기 때문에, 급냉탑의 한계 용량을 초과하여 공급되는 열분해 생성물은, 분해로 배출구부터 압축기의 유입구까지의 차압을 증가시키는 원인이 되고, 이는 곧 분해로 배출구 압력을 증가시켜, 열분해 반응의 선택도를 저하시키며, 생성물의 수율을 저하시키는 원인이 된다. 또한, 급냉탑의 한계 용량을 초과하여 공급되는 열분해 생성물은, 급냉탑의 분리 효율을 저하시키는 문제가 있다.
또한, 압축기 유입구 압력을 높이면, 밀도가 증가하여 동일한 압축기로 더 많은 스트림을 이송시킬 수 있게 된다. 즉, 압축기는 동일 부피의 스트림을 이송하기 때문에, 압력을 높일수록 스트림의 질량도 증가하게 된다. 따라서, 일반적으로 나프타의 열분해 공정에서, 압축 및 정제 시, 생산량을 증가시키기 위해, 압축기 유입구 압력을 조절하게 된다.
이와 관련하여, 분해로 배출구 압력은 압축기의 유입구 압력에, 분해로 배출구에서 압축기 유입구까지의 차압이 더해져 결정된다. 그러나, 분해로 배출구 압력이 증가되면, 열분해 반응의 선택도가 낮아져서 생성물의 수율이 낮아지고, 코크 생성량이 증가하게 되어, 분해로 배출구 압력이 일정 수준 이하로 유지되도록 제한되고 있고, 이에 따라 결국 압축기 유입구 압력을 높이는 것도 제약이 발생하는 문제가 있다.
본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제들을 해결하기 위하여 나프타의 열분해를 통한 생성물의 제조 시, 공급 원료의 추가에 따른 급냉탑의 공정 안정성 및 분리 효율을 개선시키고, 나아가 분해로 배출구부터 압축기의 유입구까지의 차압을 개선하는 것이다.
즉, 본 발명은 나프타의 열분해를 통한 생성물의 제조 시, 공급 원료의 추가에 따른 열분해 생성물의 용량 증가에도, 급냉탑의 한계 용량 내에서 열분해 생성물의 냉각이 가능하여, 분해로 배출구부터 압축기의 유입구까지의 차압 증가를 개선함으로써 공정 안정성을 개선하고, 나아가 급냉탑의 분리 효율을 향상시키며, 개선된 차압으로부터, 압축기 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시킬 수 있는 열분해 생성물 냉각 방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.
상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 본 발명은 액상 분해로 배출 스트림을 제1 급냉탑에 공급하는 단계; 및 제1 급냉탑 상부 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와, 제1 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와, 제2 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계를 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법을 제공한다.
본 발명에 따른 열분해 생성물 냉각 방법을 이용하는 경우, 나프타의 열분해를 통한 생성물의 제조 시, 공급 원료의 추가에 따른 열분해 생성물의 용량 증가에도, 급냉탑의 한계 용량 내에서 열분해 생성물의 냉각이 가능하여, 분해로 배출구부터 압축기의 유입구까지의 차압 증가를 개선함으로써 공정 안정성을 개선하고, 급냉탑의 분리 효율을 향상시키며, 개선된 차압으로부터, 압축기 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
도 1은 본 발명의 일 실시예에 따른 열분해 생성물 냉각 방법의 공정 흐름도이다.
도 2는 본 발명의 비교예에 따른 열분해 생성물 냉각 방법의 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.
본 발명에서 용어 '차압'은 분해로 배출구의 압력과, 압축기 유입구의 압력 사이의 차이를 의미하는 것일 수 있고, 구체적인 예로, 하기 수학식 1에 의해 계산되는 것일 수 있다.
[수학식 1]
차압 = 분해로 배출구 압력 - 압축기 유입구 압력
이하, 본 발명에 대한 이해를 돕기 위하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명한다.
본 발명에 따른 열분해 생성물 냉각 방법은, 액상 분해로(10) 배출 스트림을 제1 급냉탑(100)에 공급하는 단계; 및 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림을 제2 급냉탑(200)에 공급하는 단계와, 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림을 제2 급냉탑(200)에 공급하는 단계와, 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림을 제2 급냉탑(200)에 공급하는 단계를 포함하는 것일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 공급 원료로부터 열분해 생성물을 수득하기 까지의 열분해 생성물 제조방법은, 나프타 등을 공급 원료(F1, F2, F3)로 투입하여, 복수의 분해로(10, 20, 30)에서 열분해를 실시하는 단계(S1); 각각의 분해로(10, 20, 30)에서 열분해된 열분해 생성물을 냉각하는 단계(S2); 냉각된 열분해 생성물을 압축하는 단계(S3); 및 압축된 열분해 생성물을 정제하여 분리하는 단계(S4)를 포함하여 실시될 수 있다.
구체적으로, 상기 열분해 단계(S1)에 있어서, 탄소수 2 내지 4의 탄화수소 화합물을 공급 원료(F3)로 하는 기상의 분해 공정을 통해 열분해를 실시하는 경우, 다른 공급 원료(F1, F2), 예를 들어 기존의 나프타(F1)와, 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 공급 원료(F2)로 이용하는 경우에 비해, 원가가 저렴하여 외부로부터의 공급이 용이하고, 생산 원가를 절감시키면서도 열분해 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
그러나, 공급 원료(F3)로서 탄소수 2 내지 4의 탄화수소 화합물을 추가하는 경우, 열분해 생성물의 용량이 증가하게 되어, 냉각 단계(S2)의 공정 안정성을 저하시키고, 냉각 단계(S2)를 실시하기 위한 급냉탑의 분리 효율을 저하시키는 문제가 있다.
구체적으로, 도 2에 나타낸 바와 같이, 복수의 분해로(10, 20, 30)에서 생성된 열분해 생성물을 제1 급냉탑(100)에 일괄 공급하는 경우, 증가된 열분해 생성물의 용량으로 인해 제1 급냉탑(100)의 한계 용량을 초과하게 된다. 따라서, 복수의 분해로(10, 20, 30) 배출구부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압이 증가되고, 이는 분해로(10, 20, 30)부터 압축기(P1)까지의 공정 안정성을 저하시키는 원인이 된다. 또한, 제1 급냉탑(100)의 한계 용량을 초과하여 공급되는 열분해 생성물은, 제1 급냉탑(100)의 분리 효율을 저하시키는 문제가 있다.
반면에, 본 발명의 열분해 생성물 냉각 방법에 따라, 복수의 분해로 중, 액상 분해로(10) 배출 스트림은 제1 급냉탑(100)에 공급하고, 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림은 제2 급냉탑(200)에 직접 공급하는 경우, 공급 원료(F3)의 추가에 따른 열분해 생성물의 용량 증가에도, 제1 급냉탑(100)의 한계 용량 내에서 열분해 생성물의 냉각이 가능하여, 분해로 배출구(10, 20, 30)부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압 증가를 개선함으로써 공정 안정성을 개선하고, 제1 급냉탑(100)의 분리 효율을 향상시키며, 개선된 차압으로부터, 압축기(P1) 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로(10, 20, 30) 배출구 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
즉, 본 발명의 일 실시예에 따른 상기 열분해 생성물 냉각 방법은, 상기 열분해 생성물 제조방법의 냉각 단계(S2)에 적용될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 액상 분해로(10)는 액상(liquid phase)으로 공급되는 공급 원료(F1)를 열분해하기 위한 분해로일 수 있다. 이 때, 상기 액상 분해로(10)의 열분해 온도는 500 ℃ 내지 1,000 ℃, 750 ℃ 내지 875 ℃, 또는 800 ℃ 내지 850 ℃일 수 있고, 이 범위 내에서 액상 분해로(10)에 공급된 공급 원료(F1)의 열분해 수율이 우수한 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 액상 분해로(10)에서 액상 열분해를 실시하기 위한 공급 원료(F1)는 액상의 형태로 공급되는 탄화수소 화합물의 혼합물을 포함할 수 있다. 구체적인 예로, 나프타를 포함하는 것일 수 있다. 보다 구체적인 예로, 나프타일 수 있다. 상기 나프타는 원유의 증류장치에서 수득된 가솔린(gasoline)의 유분으로부터 유래된 것일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기상 분해로(20)는 기상(gas phase)으로 공급되는 공급 원료(F2)를 열분해하기 위한 분해로일 수 있다. 이 때, 상기 제1 기상 분해로(20)의 열분해 온도는 500 ℃ 내지 1,000 ℃, 750 ℃ 내지 900 ℃, 또는 825 ℃ 내지 875 ℃일 수 있고, 이 범위 내에서 제1 기상 분해로(20)에 공급된 공급 원료(F2)의 열분해 수율이 우수한 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기상 분해로(20)에서 기상 열분해를 실시하기 위한 공급 원료(F2)는 기상의 형태로 공급되는 탄화수소 화합물의 혼합물을 포함할 수 있다. 구체적인 예로, 재순환 C2 탄화수소 화합물 및 재순환 C3 탄화수소 화합물로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것일 수 있다. 보다 구체적인 예로, 재순환 C2 탄화수소 화합물 및 재순환 C3 탄화수소 화합물로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상일 수 있다. 상기 재순환 C2 탄화수소 화합물 및 재순환 C3 탄화수소 화합물은, 각각 상기 정제 단계(S4)에서 정제 후 재순환되는 C2 탄화수소 화합물 및 C3 탄화수소 화합물로부터 유래된 것일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 재순환 C2 탄화수소 화합물은 상기 정제 단계(S4)에서 정제 후 재순환되는 에탄(ethane)일 수 있고, 상기 재순환 C3 탄화수소 화합물은 상기 정제 단계(S4)에서 정제 후 재순환되는 프로판(propane)일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기상 분해로(30)는 기상(gas phase)으로 공급되는 공급 원료(F3)를 열분해하기 위한 분해로일 수 있다. 이 때, 상기 제2 기상 분해로(30)의 열분해 온도는, 공급 원료(F3)에 따라 조절될 수 있는데, 구체적으로 500 ℃ 내지 1,000 ℃, 750 ℃ 내지 875 ℃, 또는 825 ℃ 내지 875 ℃일 수 있고, 이 범위 내에서 제2 기상 분해로(30)에 공급된 공급 원료(F3)의 열분해 수율이 우수한 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기상 분해로(30)에서 기상 열분해를 실시하기 위한 공급 원료(F3)는 기상의 형태로 공급되는 탄화수소 화합물의 혼합물을 포함할 수 있다. 구체적인 예로, 탄소수 2 내지 4, 또는 2 내지 3의 탄화수소 화합물을 포함할 수 있다. 보다 구체적인 예로, 프로판(propane) 및 부탄(butane)으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기상 분해로(30)에서 기상 열분해를 실시하기 위한 공급 원료(F3)는 프로판 및 부탄으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 액화석유가스(LPG)로부터 유래된 것일 수 있고, 제2 기상 분해로(30)로의 공급을 위해, 상기 액화석유가스는 기화되어 제2 기상 분해로(30)에 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 급냉탑(100)은 액상 분해로 배출 스트림을 냉각시키기 위한 급냉탑(quench tower)일 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 급냉탑(100)은 급냉 오일탑(quench oil tower)일 수 있다. 상기 제1 급냉탑(100)은 열분해 생성물의 냉각을 위한 냉각제로서 오일(oil)을 이용하는데, 상기 오일(oil)은 열분해 생성물 중 생성되는 끓는점 200 ℃ 이상의 탄소수 9 내지 20의 중질(heavy) 탄화수소 화합물을 순환하여 사용할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 급냉탑(100)은 열분해 생성물을 냉각시킴과 동시에, 열분해 생성물 내의 탄소수 9 이상의 중질(heavy) 탄화수소 화합물을 분리할 수 있다. 따라서, 상기 제1 급냉탑(100)으로 공급된 액상 분해로(10) 배출 스트림은 제1 급냉탑(100)에서 탄소수 8 이하의 탄화수소 화합물과, 탄소수 9 이상의 탄화수소 화합물로 분리될 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 급냉탑(100)의 상부 배출 스트림은 탄소수 8 이하의 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 상기 제1 급냉탑(100)의 하부 배출 스트림은 탄소수 9 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 급냉탑(200)은 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림과, 제1 기상 분해로 배출 스트림 및 제2 기상 분해로 배출 스트림을 냉각시키기 위한 급냉탑(quench tower)일 수 있다. 구체적으로, 상기 제2 급냉탑(200)은 급냉 수탑(quench water tower)일 수 있다. 상기 제2 급냉탑(200)은 열분해 생성물의 냉각을 위한 냉각제로서 물(water)을 이용하는데, 상기 물(water)은 열분해 반응 시, 열분해 효율을 증대시키기 위하여 투입하는 희석 스팀(dilutioin steam)이 응축된 물을 순환하여 사용할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 급냉탑(200)은 열분해 생성물을 냉각시킴과 동시에, 열분해 생성물 내의 탄소수 6 내지 8의 탄화수소 화합물을 분리할 수 있다. 따라서, 상기 제2 급냉탑(200)으로 공급된 제1 급냉탑(100)의 상부 배출 스트림, 제1 기상 분해로 배출 스트림 및 제2 기상 분해로 배출 스트림은, 제2 급냉탑(200)에서 탄소수 5 이하의 탄화수소 화합물과, 탄소수 6 내지 8의 탄화수소 화합물로 분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 급냉탑(200)으로 공급되는 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림은 각각 상기 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림에 합류되어 제2 급냉탑(200)으로 공급될 수 있다. 즉, 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림은, 상기 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림과 동일한 제2 급냉탑(200)의 유입구를 통하여 상기 제2 급냉탑(200)으로 공급될 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림은 상기 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림에 합류되기에 앞서, 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림에 합류되어, 제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림으로 합류되는 것일 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기상 분해로(20) 및 상기 제2 기상 분해로(30)에서 열분해되어 배출되는 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림은, 공급 원료(F2, F3)의 특성 상, 열분해 생성물 내에 탄소수 9 이상의 중질(heavy) 탄화수소 화합물을 극히 미량으로 포함하거나, 포함하지 않을 수 있다. 따라서, 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해(30) 배출 스트림은, 냉각과 동시에 열분해 생성물 내에 탄소수 9 이상의 중질(heavy) 탄화수소 화합물을 분리하는 공정이 필수적으로 요구되는 것이 아니기 때문에, 본 발명에 따른 열분해 생성물 냉각 방법에 의하면 제1 급냉탑(100)에서의 냉각 및 분리 공정을 거치는 대신 제2 급냉탑(200)으로 직접 공급이 가능하다.
이와 같이, 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림을 제2 급냉탑(200)으로 공급하면, 액상 분해로(10) 배출 스트림만이 제1 급냉탑(100)으로 공급되어 냉각이 실시된다. 따라서, 기상 분해로(20, 30)에 공급되는 공급 원료(F2. F3)의 공급량 증가에 따라 열분해 생성물의 생산량이 증가되더라도, 제1 급냉탑(100)에는 액상 분해로(10) 배출 스트림만이 공급되기 때문에, 제1 급냉탑(100)의 한계 용량 내에서 열분해 생성물의 냉각이 가능하여, 분해로 배출구(10, 20, 30)부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압 증가를 개선함으로써 공정 안정성을 개선하고, 제1 급냉탑(100)의 분리 효율을 향상시키며, 개선된 차압으로부터, 압축기(P1) 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구(10, 20, 30) 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 액상 분해로(10) 배출 스트림의 액상 분해로(10) 배출구에서의 압력은 1.5 bar(a) 내지 2.0 bar(a), 1.6 bar(a) 내지 1.9 bar(a), 또는 1.73 bar(a) 내지 1.78 bar(a)일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 기상 분해(20)로 배출 스트림의 제1 기상 분해로(20) 배출구에서의 압력은 1.5 bar(a) 내지 2.5 bar(a), 1.6 bar(a) 내지 2.0 bar(a), 또는 1.70 bar(a) 내지 1.75 bar(a)일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림의 제2 기상 분해로(30) 배출구에서의 압력은 1.5 bar(a) 내지 2.5 bar(a), 1.6 bar(a) 내지 2.0 bar(a), 또는 1.70 bar(a) 내지 1.75 bar(a)일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 압력 범위 내에서, 분해로 배출구(10, 20, 30)부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압이 열분해 생성물을 냉각하기에 바람직한 수준으로 유지되어 공정 안정성이 우수한 효과가 있다. 또한, 개선된 차압으로부터, 압축기(P1) 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구(10, 20, 30) 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림은 압축기(P1)로 공급될 수 있다. 상기 압축기(P1)는 상기 압축 단계(S3)를 실시하기 위한 압축기(P1)일 수 있다. 상기 압축 단계(S3)가 다단 압축에 의해 실시되는 경우, 상기 압축기(P1)는 다단 압축기의 첫번째 압축기일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 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. 또한, 상기 압축 단계(S3)에 의해 압축된 열분해 생성물은, 상기 정제 단계(S4)를 통해 정제 및 분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림의 압축기(P1) 유입구에서의 압력은 1.1 bar(a) 내지 2.0 bar(a), 1.1 bar(a) 내지 1.8 bar(a), 또는 1.1 bar(a) 내지 1.5 bar(a)일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 압력 범위 내에서, 분해로 배출구(10, 20, 30)부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압이 열분해 생성물을 냉각하기에 바람직한 수준으로 유지되어 공정 안정성이 우수한 효과가 있다.
또한, 앞서 기재한 바와 같이, 압축기 유입구 압력을 높이면, 밀도가 증가하여 동일한 압축기로 더 많은 스트림을 이송시킬 수 있게 된다. 즉, 압축기는 동일 부피의 스트림을 이송하기 때문에, 압력을 높일수록 스트림의 질량도 증가하게 된다. 따라서, 일반적으로 나프타의 열분해 공정에서, 압축 및 정제 시, 생산량을 증가시키기 위해, 압축기 유입구 압력을 조절하게 된다.
또한, 이와 관련하여, 분해로 배출구 압력은 압축기의 유입구 압력에, 분해로 배출구에서 압축기 유입구까지의 차압이 더해져 결정된다. 그러나, 분해로 배출구 압력이 증가되면, 열분해 반응의 선택도가 낮아져서 생성물의 수율이 낮아지고, 코크 생성량이 증가하게 되어, 분해로 배출구 압력이 일정 수준 이하로 유지되도록 제한되고 있고, 이에 따라 결국 압축기 유입구 압력을 높이는 것도 제약이 발생하는 문제가 있다.
그러나, 본 발명에 따르면, 상기 압력 범위 내에서 차압이 개선되고, 이에 따라, 압축기(P1) 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구(10, 20, 30) 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 분해로(10, 20, 30)의 각 배출 스트림의 분해로(10, 20, 30) 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림의 압축기(P1) 유입구에서의 압력 사이의, 차압(= 분해로 배출구 압력 - 압축기 유입구 압력)은 0.28 bar 이하, 0.1 bar 내지 0.28 bar, 또는 0.1 bar 내지 0.23 bar 일 수 있다.
상기 범위 내에서 기상 분해로(20, 30)에 공급되는 공급 원료(F2. F3)의 공급량 증가에 따라 열분해 생성물의 생산량이 증가되더라도, 분해로 배출구(10, 20, 30)부터 압축기(P1)의 유입구까지의 차압이 열분해 생성물을 냉각하기에 바람직한 수준으로 유지되어 공정 안정성이 우수한 효과가 있다. 나아가, 개선된 차압으로부터, 압축기(P1) 유입구의 압력을 더욱 높이더라도, 분해로 배출구(10, 20, 30) 압력을 일정 수준 이하로 유지시켜 나프타의 열분해를 통한 생성물의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
구체적인 예로, 상기 액상 분해로(10) 배출 스트림의 액상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.28 bar 이하, 0.1 bar 내지 0.28 bar, 또는 0.1 bar 내지 0.23 bar일 수 있다.
또한, 구체적인 예로, 상기 제1 기상 분해로(20) 배출 스트림의 제1 기상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.26 bar 이하, 0.1 bar 내지 0.25 bar, 또는 0.1 bar 내지 0.20 bar일 수 있다.
또한, 구체적인 예로, 상기 제2 기상 분해로(30) 배출 스트림의 제2 기상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.26 bar 이하, 0.1 bar 내지 0.25 bar, 또는 0.1 bar 내지 0.20 bar일 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 1에 도시된 공정 흐름도에 대하여, AspenTech 社의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였고, 각 스트림의 위치 별 압력을 하기 표 1에 나타내었다. 압력은 게이지 압력(bar(g))에 대기압을 더한 절대 압력(bar(a))으로 나타내었다.
이 때, 공급 원료로 나프타(F1), 재순환 탄화수소 화합물(F2) 및 프로판(F3)을 이용하였고, 각 공급 원료(F1, F2, F3)를 액상 분해로(10), 제1 기상 분해로(20) 및 제2 기상 분해로(30)에 각각 232,000 kg/hr(F1), 45,500 kg/hr(F2) 및 116,000 kg/hr(F3)의 유량으로 공급하였다.
구분 압력(bar(a))
스트림 위치
액상 분해로(10) 배출 스트림 액상 분해로(10) 배출구 1.73
제1 급냉탑(100) 유입구 1.72
제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림 제1 급냉탑(100) 상부 배출구 1.70
제2 급냉탑(200) 유입구 1.58
제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 제1 기상 분해로(20) 배출구 1.70
제2 급냉탑(200) 유입구 1.58
제2 기상 분해로(30) 배출 스트림 제2 기상 분해로(30) 배출구 1.70
제2 급냉탑(200) 유입구 1.58
제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림 제2 급냉탑(200) 상부 배출구 1.55
압축기 유입구 1.50
비교예 1
상기 실시예 1에서, 도 1에 도시된 공정 흐름도 대신, 도 2에 도시된 공정 흐름도를 이용한 것을 제외하고는, 상기 실시예 1과 동일한 조건에서, 공정을 시뮬레이션 하였고, 각 스트림의 위치 별 압력을 하기 표 2에 나타내었다.
구분 압력(bar(a))
스트림 위치
액상 분해로(10) 배출 스트림 액상 분해로(10) 배출구 1.78
제1 급냉탑(100) 유입구 1.75
제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 제1 기상 분해로(20) 배출구 1.78
제1 급냉탑(100) 유입구 1.75
제2 기상 분해로(30) 배출 스트림 제2 기상 분해로(30) 배출구 1.78
제1 급냉탑(100) 유입구 1.75
제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림 제1 급냉탑(100) 상부 배출구 1.69
제2 급냉탑(200) 유입구 1.58
제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림 제2 급냉탑(200) 상부 배출구 1.55
압축기 유입구 1.50
상기 표 1 및 2에 나타낸 바와 같이, 비교예 1(도 2)에 따라 각 분해로 별 열분해 생성물을 제1 급냉탑에 모두 공급한 경우, 각 분해로 배출 스트림의 분해로 배출구에서의 압력과, 압축기 유입구 사이의 차압이 0.28 bar로 높게 나타나는 반면에, 본 발명의 실시예 1(도 1)에 따라 각 분해로 별 열분해 생성물을 제1 급냉탑 또는 제2 급냉탑에 구분하여 공급한 경우, 각 분해로 배출 스트림의 분해로 배출구에서의 압력과, 압축기 유입구 사이의 차압이 0.20 bar 내지 0.23 bar로 유지되는 것을 확인할 수 있었다.
실시예 2
도 1에 도시된 공정 흐름도에 대하여, AspenTech 社의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였고, 각 스트림의 위치 별 압력을 하기 표 3에 나타내었다. 압력은 게이지 압력(bar(g))에 대기압을 더한 절대 압력(bar(a))으로 나타내었다.
이 때, 공급 원료로 나프타(F1), 재순환 탄화수소 화합물(F2) 및 프로판(F3)을 이용하였고, 각 공급 원료(F1, F2, F3)를 액상 분해로(10), 제1 기상 분해로(20) 및 제2 기상 분해로(30)에 각각 255,000 kg/hr(F1), 52,000 kg/hr(F2) 및 135,000 kg/hr(F3)의 유량으로 공급하였다.
구분 압력(bar(a))
스트림 위치
액상 분해로(10) 배출 스트림 액상 분해로(10) 배출구 1.78
제1 급냉탑(100) 유입구 1.77
제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림 제1 급냉탑(100) 상부 배출구 1.76
제2 급냉탑(200) 유입구 1.60
제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 제1 기상 분해로(20) 배출구 1.75
제2 급냉탑(200) 유입구 1.60
제2 기상 분해로(30) 배출 스트림 제2 기상 분해로(30) 배출구 1.75
제2 급냉탑(200) 유입구 1.60
제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림 제2 급냉탑(200) 상부 배출구 1.56
압축기 유입구 1.50
비교예 2
상기 실시예 2에서, 도 1에 도시된 공정 흐름도 대신, 도 2에 도시된 공정 흐름도를 이용한 것을 제외하고는, 상기 실시예 2와 동일한 조건에서, 공정을 시뮬레이션 하였고, 각 스트림의 위치 별 압력을 하기 표 4에 나타내었다.
구분 압력(bar(a))
스트림 위치
액상 분해로(10) 배출 스트림 액상 분해로(10) 배출구 1.85
제1 급냉탑(100) 유입구 1.82
제1 기상 분해로(20) 배출 스트림 제1 기상 분해로(20) 배출구 1.85
제1 급냉탑(100) 유입구 1.85
제2 기상 분해로(30) 배출 스트림 제2 기상 분해로(30) 배출구 1.85
제1 급냉탑(100) 유입구 1.82
제1 급냉탑(100) 상부 배출 스트림 제1 급냉탑(100) 상부 배출구 1.74
제2 급냉탑(200) 유입구 1.60
제2 급냉탑(200) 상부 배출 스트림 제2 급냉탑(200) 상부 배출구 1.56
압축기 유입구 1.50
상기 표 3 및 4에 나타낸 바와 같이, 비교예 2(도 2)에 따라 각 분해로 별 열분해 생성물을 제1 급냉탑에 모두 공급한 경우, 각 분해로 배출 스트림의 분해로 배출구에서의 압력과, 압축기 유입구 사이의 차압이 0.35 bar로 높게 나타나는 반면에, 본 발명의 실시예 2(도 1)에 따라 각 분해로 별 열분해 생성물을 제1 급냉탑 또는 제2 급냉탑에 구분하여 공급한 경우, 각 분해로 배출 스트림의 분해로 배출구에서의 압력과, 압축기 유입구 사이의 차압이 0.25 bar 내지 0.28 bar로 유지되는 것을 확인할 수 있었다.특히, 실시예 2의 경우, 실시예 1에 대하여 각 분해로(10, 20, 30)에 대한 공급 원료(F1, F2, F3)의 유량을 증가시킴으로 인해, 각 분해로의 배출구와 압축기 유입구 사이의 차압이 실시예 1에 비해 다소 증가하였으나, 실시예 1 보다 나프타의 열분해를 통한 생성물인 에틸렌의 생산량이 10 % 이상 증가된 것을 확인하였다.
그러나, 실시예 2와 동일한 조건에서 동일한 유량으로 공급 원료를 공급한 비교예 2의 경우, 각 분해로의 배출구와 압축기 유입구 사이의 차압이 과도하게 증가하여, 각 분해로에서의 분해 반응 시, 선택도(selectivity)가 저하되고, 이에 따라 나프타 열분해를 통한 생성물의 생산량이 저하되어, 정상 운전이 불가한 것을 확인할 수 있었다.
본 발명자들은 상기와 같은 결과로부터, 본 발명에 따른 열분해 생성물 냉각 방법을 이용하는 경우, 나프타의 열분해를 통한 생성물의 제조 시, 공급 원료의 추가에 따른 열분해 생성물의 용량 증가에도, 급냉탑의 한계 용량 내에서 열분해 생성물의 냉각이 가능하여, 분해로 배출구부터 압축기의 유입구까지의 차압 증가를 개선함으로써 공정 안정성을 개선하고, 급냉탑의 분리 효율을 향상시키는 것을 확인하였다.

Claims (10)

  1. 액상 분해로 배출 스트림을 제1 급냉탑에 공급하는 단계; 및
    제1 급냉탑 상부 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와,
    제1 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계와,
    제2 기상 분해로 배출 스트림을 제2 급냉탑에 공급하는 단계를 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 액상 분해로의 공급 원료는 나프타를 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 제1 기상 분해로의 공급 원료는 재순환 C2 탄화수소 화합물 및 재순환 C3 탄화수소 화합물로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상을 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 제2 기상 분해로의 공급 원료는 탄소수 2 내지 4의 탄화수소 화합물을 포함하는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 제2 기상 분해로의 공급 원료는 프로판 및 부탄으로 이루어진 군으로부터 선택된 1종 이상인 열분해 생성물 냉각 방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 제1 기상 분해로 배출 스트림 및 상기 제2 기상 분해로 배출 스트림은 각각 상기 제1 급냉탑 상부 배출 스트림에 합류되어 제2 급냉탑으로 공급되는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  7. 제1항에 있어서,
    상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림은 압축기로 공급되는 것인 열분해 생성물 냉각 방법.
  8. 제7항에 있어서,
    상기 액상 분해로 배출 스트림의 액상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.28 bar 이하인 열분해 생성물 냉각 방법.
  9. 제7항에 있어서,
    상기 제1 기상 분해로 배출 스트림의 제1 기상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.26 bar 이하인 열분해 생성물 냉각 방법.
  10. 제7항에 있어서,
    상기 제2 기상 분해로 배출 스트림의 제2 기상 분해로 배출구에서의 압력과, 상기 제2 급냉탑 상부 배출 스트림의 압축기 유입구에서의 압력 사이의 차압은 0.26 bar 이하인 열분해 생성물 냉각 방법.
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Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR102688678B1 (ko) * 2021-12-13 2024-07-26 주식회사 켐스 엔바이오 폐수 저감형 에틸렌 생산 공정용 희석 스팀 시스템
KR102912989B1 (ko) * 2022-10-13 2026-01-14 주식회사 엘지화학 분해로 연료의 제조 방법

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20090280042A1 (en) * 2006-12-05 2009-11-12 Mccoy James N Controlling Tar By Quenching Cracked Effluent From A Liquid Fed Gas Cracker
KR20100024474A (ko) * 2007-06-04 2010-03-05 엑손모빌 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 탄화수소 공급원료 열분해 방법 및 열분해 반응기 시스템
KR20150038404A (ko) * 2012-08-03 2015-04-08 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 파워 회수를 위한 방법
KR20150042211A (ko) * 2012-08-09 2015-04-20 린데 악티엔게젤샤프트 열적 증기 분해에 의한 올레핀 제조 방법
KR20160146677A (ko) * 2014-02-25 2016-12-21 사우디 베이식 인더스트리즈 코포레이션 용광로 공정 에너지 효율 증가 방법

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3835029A (en) * 1972-04-24 1974-09-10 Phillips Petroleum Co Downflow concurrent catalytic cracking
US3928173A (en) * 1974-05-21 1975-12-23 Phillips Petroleum Co Increased production of diesel oil and fuel oil
US4143521A (en) 1977-02-08 1979-03-13 Stone & Webster Engineering Corporation Process for the production of ethylene
JPS61171436A (ja) * 1985-01-23 1986-08-02 Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd 低級オレフインの製造方法
JPS61176692A (ja) * 1985-01-31 1986-08-08 Mitsui Eng & Shipbuild Co Ltd 炭化水素熱分解ガスの冷却方法
US4693808A (en) * 1986-06-16 1987-09-15 Shell Oil Company Downflow fluidized catalytic cranking reactor process and apparatus with quick catalyst separation means in the bottom thereof
CN1004878B (zh) * 1987-08-08 1989-07-26 中国石油化工总公司 制取低碳烯烃的烃类催化转化方法
DE19716092A1 (de) 1997-04-17 1998-10-22 Linde Ag Verfahren zur Ethylenerzeugung aus einem Kohlenwasserstoffeinsatz
NO319519B1 (no) * 1997-10-15 2005-08-22 Res Inst Petroleum Processing Fremgangsmate for fremstilling av etylen og propylen ved katalytisk pyrolyse av tunge hydrokarboner
US7019187B2 (en) * 2002-09-16 2006-03-28 Equistar Chemicals, Lp Olefin production utilizing whole crude oil and mild catalytic cracking
KR100526017B1 (ko) * 2002-11-25 2005-11-08 한국에너지기술연구원 열분해 비응축성 가스를 회수하는 고분자 폐기물열분해장치 및 그 방법
US7628197B2 (en) 2006-12-16 2009-12-08 Kellogg Brown & Root Llc Water quench fitting for pyrolysis furnace effluent
US8545581B2 (en) * 2007-08-01 2013-10-01 Virginia Tech Intellectual Properties, Inc. Production of stable biomass pyrolysis oils using fractional catalytic pyrolysis
SG182402A1 (en) * 2010-01-26 2012-08-30 Shell Int Research Method and apparatus for quenching a hot gaseous stream
CN102604662B (zh) * 2012-03-21 2014-01-15 河北工业大学 废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺
ES2559612T3 (es) 2012-08-09 2016-02-15 Linde Ag Procedimiento para la conversión de cargas de hidrocarburos a través de craqueo térmico con vapor de agua
WO2016004248A2 (en) * 2014-07-01 2016-01-07 Anellotech, Inc. Improved processes for recovering valuable components from a catalytic fast pyrolysis process
WO2016009333A1 (en) * 2014-07-17 2016-01-21 Sabic Global Technologies B.V. Upgrading hydrogen deficient streams using hydrogen donor streams in a hydropyrolysis process
CN107109246B (zh) * 2014-12-16 2019-05-10 埃克森美孚化学专利公司 用于对烃蒸汽裂解炉脱焦的工艺和装置
CN104789245B (zh) * 2015-04-07 2017-12-05 太原理工大学 一种热解气化装置和工艺
CN105439408A (zh) * 2015-12-22 2016-03-30 北京神雾环境能源科技集团股份有限公司 污泥发电系统及其发电方法
KR20200000218A (ko) * 2018-06-22 2020-01-02 주식회사 에코인에너지 혼합 폐합성수지 저온 열분해 재생연료유 생산장치

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20090280042A1 (en) * 2006-12-05 2009-11-12 Mccoy James N Controlling Tar By Quenching Cracked Effluent From A Liquid Fed Gas Cracker
KR20100024474A (ko) * 2007-06-04 2010-03-05 엑손모빌 케미칼 패턴츠 인코포레이티드 탄화수소 공급원료 열분해 방법 및 열분해 반응기 시스템
KR20150038404A (ko) * 2012-08-03 2015-04-08 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 파워 회수를 위한 방법
KR20150042211A (ko) * 2012-08-09 2015-04-20 린데 악티엔게젤샤프트 열적 증기 분해에 의한 올레핀 제조 방법
KR20160146677A (ko) * 2014-02-25 2016-12-21 사우디 베이식 인더스트리즈 코포레이션 용광로 공정 에너지 효율 증가 방법

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
See also references of EP3663381A4 *

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