(57)【特許請求の範囲】
【請求項１】
Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器を通過して第２気液分離装置に供給される段階；
前記第２気液分離装置の下部排出ストリームの一部が脱メタン塔に供給され、第２気液分離装置の上部排出ストリームが第２熱交換器を通過して第３気液分離装置に供給される段階；
前記第３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段階；
前記脱メタン塔の下部排出ストリームがＣ２分離装置に供給される段階；
前記Ｃ２分離装置の上部排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階；
前記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は、第１循環流れとして第１熱交換器を通過して第２圧縮機に供給される段階；
前記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は、第２循環流れとして第２熱交換器を通過して第１圧縮機に供給される段階；及び
前記第１圧縮機の圧縮排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階を含み、
前記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部が第２循環流れとして第２熱交換器を通過して第１圧縮機に供給される段階は、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリーム中のＣ１炭化水素化合物の含量が３５モル％以上の場合のみに選択的におこなわれるエチレン製造方法。
【請求項２】
前記第１熱交換器を通過する前のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームの温度は−６５℃ないし−５５℃で、
前記第１熱交換器を通過した後のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームの温度は−７６℃ないし−６６℃である請求項１に記載のエチレン製造方法。
【請求項３】
前記第２気液分離装置の下部排出ストリームの残部が脱エタン塔に供給される請求項１または２に記載のエチレン製造方法。
【請求項４】
前記第２気液分離装置の上部排出ストリームは、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む請求項１〜３のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項５】
前記第２熱交換器を通過する前の第２気液分離装置の上部排出ストリームの温度は−７６℃ないし−６６℃で、
前記第２熱交換器を通過した後の第２気液分離装置の上部排出ストリームの温度は−９０℃ないし−７７℃である請求項１〜４のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項６】
前記第３気液分離装置の上部排出ストリームが冷却循環区域に循環される請求項１〜５のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項７】
前記脱メタン塔の上部排出ストリームが冷却循環区域に循環される請求項１〜６のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項８】
前記Ｃ２分離装置の上部排出ストリームはエチレンを含む請求項１〜７のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項９】
前記Ｃ２分離装置の下部排出ストリームが供給原料に循環される請求項１〜８のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１０】
前記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は、第３循環流れとしてＣ２分離装置に循環される請求項１〜９のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１１】
前記第１循環流れの第１熱交換器を通過する前の温度は−７０℃ないし−８０℃で、
前記第１循環流れの第１熱交換器を通過した後の温度は−７０℃ないし−８０℃である請求項１〜１０のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１２】
前記第２循環流れの第２熱交換器を通過する前の温度は−９５℃ないし−１０５℃で、  前記第２循環流れの第２熱交換器を通過した後の温度は−９５℃ないし−１０５℃である請求項１〜１１のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１３】
前記第１循環流れの第１熱交換器を通過した後のストリームは、前記Ｃ２分離装置の上部排出ストリームに合流されて第２圧縮機に供給される請求項１〜１２のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１４】
前記エチレン製造方法は、
水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームが脱エタン塔に供給される段階；
前記脱エタン塔の上部排出ストリームが第３圧縮機に供給される段階；及び
前記第３圧縮機の圧縮排出ストリームがアセチレン転換装置に供給される段階を含み、  前記アセチレン転換装置の下部排出ストリームがＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームである請求項１〜１３のいずれかに記載のエチレン製造方法。
【請求項１５】
前記脱エタン塔の下部排出ストリームが脱プロパン塔に供給される請求項１４に記載のエチレン製造方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本出願は、２０１８年０９月０４日付韓国特許出願第１０‐２０１８‐０１０５１６３号及び２０１９年０７月０３日付韓国特許出願第１０‐２０１９‐００７９９１５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含まれる。
【０００２】
本発明は、エチレン製造方法に係り、より詳しくは、熱分解方法によってエチレンを製造する時、生産量増加による過負荷を防ぎ、エチレンの生産量を向上させることができるエチレン製造方法及びこれを実施するためのエチレン製造装置に関する。
【背景技術】
【０００３】
一般に、エチレンは、ナフサ（ｎａｐｈｔｈａ）、エタン（ｅｔｈａｎｅ）、プロパン（ｐｒｏｐａｎｅ）などの熱分解方法、アセチレン（ａｃｅｔｙｌｅｎｅ）の水素化方法及びアルコール（ａｌｃｏｈｏｌ）の脱水化方法など様々な方法を通じて製造されている。この中で、熱分解方法の場合、ナフサなどの炭化水素系化合物を供給原料で投入し、これを熱分解炉（ｆｕｒｎａｃｅ）で熱分解して、熱分解された生成物を冷却、圧縮及び精製して実施する。
【０００４】
最近、ナフサなどの炭化水素系化合物を供給原料で利用する熱分解方法において、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利用する液相（ｌｉｑｕｉｄ）の分解工程以外、供給原料としてエタン及びプロパンなどを利用した気相（ｇａｓ）の分解工程を追加する方法が利用されている。ここで、エタンはナフサの分解によって生成された熱分解生成物の中で、精製後に循環されるエタンを供給原料で利用し、プロパンはナフサの分解によって生成された熱分解生成物の中で、精製後に循環されるプロパンなどを供給原料で利用したり、または外部から導入されたプロパンを供給原料で利用する。特に、プロパンの場合、他の供給原料に比べて安価で、外部からの供給が容易であり、生産コストを節減させる長所がある。
【０００５】
一方、ナフサの熱分解工程に対して、エタン及びプロパンなどを利用した気相の分解工程が加えられる場合、熱分解結果生成された生成物を冷却、押出及び精製するための工程も一緒に加えられることが好ましいが、該当工程を増設するための空間などの問題によって主に熱分解炉のみ加えられている実情である。
【０００６】
しかし、上記のように熱分解炉を増設し、これに対する供給原料として外部からプロパンをさらに取り入れて利用する場合、従来循環されて供給原料で再利用されるエタンと分解収率（ｃｒａｃｋｉｎｇ  ｙｉｅｌｄ）の差が非常に大きい問題が発生する。特に、プロパンを供給原料で利用する熱分解炉を増設する場合や、工程設備の整備などによってナフサを利用する液相（ｌｉｑｕｉｄ）の分解工程が中断される場合などのように、プロパンを供給原料で利用する熱分解工程の割合が高くなる場合は、熱分解によって生成された生成物内のメタン（ｍｅｔｈａｎｅ）の含量が高くなりすぎて精製工程に過負荷が発生する問題がある。
【発明の概要】
【発明が解決しようとする課題】
【０００７】
本発明で解決しようとする課題は、上記背景技術で言及した問題を解決するために、ナフサの熱分解によってエチレンを製造する時、供給原料の変化による分解収率の変化に対応可能なエチレン製造方法を提供する。
【０００８】
すなわち、本発明は、ナフサの熱分解によってエチレンを製造する時、供給原料の変化による分解収率の変化に対応可能で、気相の供給原料を利用するガス熱分解炉の増設が自在であり、ナフサを利用する液相の分解工程が整備などによって中断される場合も個別的に実施可能なエチレン製造方法及びこれを実施するためのエチレン製造装置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例によると、本発明はＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器を通過して第２気液分離装置に供給される段階；上記第２気液分離装置の下部排出ストリームの一部が脱メタン塔に供給され、第２気液分離装置の上部排出ストリームが第２熱交換器を通過して第３気液分離装置に供給される段階；上記第３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段階；上記脱メタン塔の下部排出ストリームがＣ２分離装置に供給される段階；上記Ｃ２分離装置の上部排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階；上記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は第１循環流れとして第１熱交換器を通過して第２圧縮機に供給される段階；上記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は第２循環流れとして第２熱交換器を通過して第１圧縮機に供給される段階；及び上記第１圧縮機の圧縮排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階を含むエチレン製造方法を提供する。
【００１０】
また、本発明は、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器を通過して第２気液分離装置に供給される段階；上記第２気液分離装置の下部排出ストリームの一部が脱メタン塔に供給され、第２気液分離装置の上部排出ストリームが第２熱交換器を通過して第３気液分離装置に供給される段階；上記第３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段階；上記脱メタン塔の下部排出ストリームがＣ２分離装置に供給される段階；上記Ｃ２分離装置の上部排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階；上記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は、第１循環流れとして第１熱交換器を通過して第２圧縮機に供給される段階；上記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部は、第２循環流れとして第２熱交換器を通過して第１圧縮機に供給される段階；及び上記第１圧縮機の圧縮排出ストリームが第２圧縮機に供給される段階を含み、上記第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部が第２循環流れとして第２熱交換器を通過して第１圧縮機に供給される段階は、供給ストリーム中のＣ１の含量が３５モル％以上の場合のみに選択的に行われることであるエチレン製造方法を提供する。
【００１１】
また、本発明は、第１循環流れとして第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部を第１冷媒ストリームで利用し、供給ストリームを冷却させる第１熱交換器；上記第１熱交換器から冷却されて排出された供給ストリームを気液分離するための第２気液分離装置；第２循環流れとして第２圧縮機の圧縮排出ストリームの一部を第２冷媒ストリームで利用して、上記第２気液分離装置の上部排出ストリームを冷却させる第２熱交換器；上記第２熱交換器から冷却されて排出された第２気液分離装置の上部排出ストリームを気液分離するための第３気液分離装置；上記第２気液分離装置の下部排出ストリーム及び上記第３気液分離装置の下部排出ストリームからメタンを分離するための脱メタン塔；上記脱メタン塔の下部排出ストリームからＣ２を分離するためのＣ２分離装置；第２熱交換器で冷媒で利用された上記第２循環流れを圧縮するための第１圧縮機；及びＣ２分離装置の上部排出ストリーム、第１循環流れ及び第１圧縮機の圧縮排出ストリームを圧縮するための第２圧縮機を含むエチレン製造装置を提供する。
【発明の効果】
【００１２】
本発明によるエチレン製造方法及びエチレン製造装置を利用してエチレンを製造する場合、供給原料の変化による分解収率の変化に対応可能で、気相の供給原料を利用するガス熱分解炉の増設が自在であり、ナフサを利用する液相の分解工程が整備などによって中断される場合も個別的に実施可能な効果がある。
【図面の簡単な説明】
【００１３】
【図１】従来のエチレン製造方法による工程フローチャートである。
【図２】本発明の一実施例によるエチレン製造方法による工程フローチャートである。
【発明を実施するための形態】
【００１４】
本発明の説明及び請求範囲で使われた用語や単語は、通常的や辞書的な意味で限定して解釈してはならず、発明者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原則に即して、本発明の技術的思想に符合する意味と概念で解釈しなければならない。
【００１５】
本発明における用語「ストリーム（ｓｔｒｅａｍ）」は、工程内の流体（ｆｌｕｉｄ）の流れを意味するものであってもよく、また、配管内で流れる流体自体を意味するものであってもよい。具体的に、上記「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及び流体の流れを同時に意味するものであってもよい。また、上記流体は気体（ｇａｓ）または液体（ｌｉｑｕｉｄ）を意味してもよい。
【００１６】
以下、本発明に対して理解しやすくするために、本発明をより詳しく説明する。
【００１７】
本発明によるエチレン製造方法は、ナフサ、再循環Ｃ２及びＣ３炭化水素化合物及びプロパンなどをそれぞれ供給原料で投入し、それぞれの熱分解炉で熱分解を実施する段階（Ｓ１、未図示）；それぞれの熱分解炉で熱分解され、水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解ガスを冷却する段階（Ｓ２、未図示）；冷却された熱分解ガスを圧縮する段階（Ｓ３、未図示）；及び水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームを精製する段階（Ｓ４、図２）を含んで行われてもよい。
【００１８】
具体的に、上記熱分解段階（Ｓ１）は、ナフサを供給原料とする液相の分解工程、エタン及びプロパンなどのような再循環Ｃ２及びＣ３炭化水素化合物を供給原料とする気相の分解工程、及びプロパンを供給原料とする気相の分解工程を含むことであってもよい。
【００１９】
上記冷却段階（Ｓ２）は、上記熱分解段階（Ｓ１）のそれぞれの熱分解炉で生成された熱分解ガスを冷却塔で冷却させる冷却工程を含むことであってもよい。
【００２０】
上記圧縮段階（Ｓ３）は、上記冷却段階（Ｓ２）で冷却された熱分解ストリームを精製するために２個またはそれ以上の圧縮機から多段圧縮を通じて圧縮させる圧縮工程を含むことであってもよい。
【００２１】
上記精製段階（Ｓ４）は、図２に示すように、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器２０を通過して第２気液分離装置２００に供給される段階；上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームの一部が脱メタン塔Ｄ１に供給され、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームが第２熱交換器３０を通過して第３気液分離装置３００に供給される段階；上記第３気液分離装置３００の下部排出ストリームが脱メタン塔Ｄ１に供給される段階；上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームがＣ２分離装置ＳＰに供給される段階；上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームが第２圧縮機Ｐ２に供給される段階；上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は第１循環流れとして第１熱交換器２０を通過して第２圧縮機Ｐ２に供給される段階；上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給される段階；及び上記第１圧縮機Ｐ１の圧縮排出ストリームが第２圧縮機Ｐ２に供給される段階を含むことを特徴とする。
【００２２】
具体的に、上記熱分解段階（Ｓ１）において、プロパンを供給原料とする気相の分解工程を通じてエチレンを製造する場合、他の供給原料、例えば、既存のナフサと、再循環Ｃ２及びＣ３炭化水素化合物を供給原料で利用する場合に比べて安価で、外部からの供給が容易であり、生産コストを節減させながらエチレンの生産量を増加させる効果がある。
【００２３】
しかし、供給原料としてプロパンを追加する場合、上記熱分解段階（Ｓ１）によって生成された熱分解ガス内のメタン（ｍｅｔｈａｎｅ）の含量が約２０モル％以上で、再循環されたエタンを供給原料で熱分解した熱分解ガス内のメタンの含量である約１０モル％程度に比べて急激に増加する問題がある。このように、上記熱分解ガス内のメタンの含量が増加されると、上記精製段階（Ｓ４）を実施するにあたり、メタンを含む全てのストリーム内の水素及び炭化水素化合物を含む混合物の沸点が低くなる。
【００２４】
よって、図１に示すように、第２熱交換器３０及び第３気液分離装置３００が存在しない場合、つまり、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器２０を通過して第２気液分離装置２００に供給され、上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームが脱メタン塔Ｄ１に供給され、上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームがＣ２分離装置ＳＰに供給され、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームが第２圧縮機Ｐ２に供給され、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第１循環流れとして第１熱交換器２０を通過して第２圧縮機Ｐ２に供給される場合、第１熱交換器２０の−７０℃ないし−８０℃帯域の冷媒だけでは第１熱交換器２０に供給される供給ストリームを充分に凝縮させることが難しい。このため、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの流量が大幅に増加してエチレンのロス（ｌｏｓｓ）が発生し、冷却循環区域ＣＢに過負荷が発生して冷却循環区域ＣＢから脱エタン塔Ｄ２への循環を確保することが難しい問題が発生する。
【００２５】
一方、本発明のエチレン製造方法にしたがって、上記精製段階（Ｓ４）で第２熱交換器３０及び第３気液分離装置３００を利用する場合、−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒の利用が可能で、これによって、冷却循環区域ＣＢに循環されるメタン含量を調節することが容易で、精製工程の過負荷を防ぐ効果がある。
【００２６】
本発明の一実施例によると、上記第１熱交換器２０は、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームを冷却させるためのものである。上記第１熱交換器２０の冷媒は、続いて記載される第１循環流れとして第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第１冷媒ストリームとして利用されてもよい。
【００２７】
よって、上記第１熱交換器２０を通過するＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームは第１熱交換器２０によって冷却されることができる。具体的な例として、上記第１熱交換器２０を通過する前のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームの温度は‐−６５℃ないし−５５℃、−６３℃ないし−５７℃、または−６１℃ないし−５９℃であってもよく、上記第１熱交換器２０を通過した後のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームの温度は−７６℃ないし−６６℃、−７５℃ないし−６８℃、または−７３℃ないし−７１℃であってもよい。本発明の一実施例によると、上記第１熱交換器２０を通過する前、及び通過した後の供給ストリームの温度範囲内で供給ストリームの凝縮が円滑に行われ、冷却循環区域への流れにかかる過負荷を防いで、結局工程安定性が改善される効果がある。
【００２８】
本発明の一実施例によると、上記第１熱交換器２０を通過して上記第２気液分離装置２００に供給された供給ストリームは、第２気液分離装置２００で第２気液分離装置２００の下部排出ストリーム及び上部排出ストリームにそれぞれ気液分離されてもよい。
【００２９】
本発明の一実施例によると、上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームは、一部が脱メタン塔Ｄ１に供給されてもよく、また、上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームは、残部が脱エタン塔Ｄ２に循環されてもよい。上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームは、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含むものであってもよく、第２気液分離装置２００の下部排出ストリームの中で脱メタン塔Ｄ１に供給される一部は、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含むものであってもよく、第２気液分離装置２００の下部排出ストリームの中で脱エタン塔Ｄ２に循環される残部は、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含むものであってもよい。
【００３０】
また、本発明の一実施例によると、上記第２気液分離装置２００の上部排出ストリームは、第２熱交換器３０を通過して第３気液分離装置３００に供給されてもよい。本発明の一実施例によると、上記第２気液分離装置２００の上部排出ストリームは、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含むものであってもよい。
【００３１】
本発明の一実施例によると、上記第２熱交換器３０は、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームを冷却させるためのものである。上記第２熱交換器３０の冷媒は、続いて記載される第２循環流れとして第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第２冷媒ストリームとして利用されてもよい。
【００３２】
よって、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームは、第２熱交換器３０を通過することで冷却されることができる。具体的な例として、上記第２熱交換器３０を通過する前の第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの温度は−７６℃ないし−６６℃、−７５℃ないし−６８℃、または−７３℃ないし−７１℃であってもよく、上記第２熱交換器３０を通過した後の第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの温度は−９０℃ないし−７７℃、−８７℃ないし−７８℃、または−８５℃ないし−８０℃であってもよい。本発明の一実施例によると、上記第２熱交換器３０を通過する前、及び通過した後の第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの温度範囲が上記のような場合、ストリーム内のメタンの含量が高い第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの凝縮が円滑に行われ、工程安定性が改善される効果がある。また、工程安定性の改善によって供給原料の変化による分解収率の変化に対応可能で、気相の供給原料を利用するガス熱分解炉の増設が自在であり、ナフサを利用する液相の分解工程が整備などによって中断される場合も個別的に実施可能な効果がある。
【００３３】
本発明の一実施例によると、上記第２熱交換器３０を通過して上記第３気液分離装置３００に供給された第２気液分離装置２００の上部排出ストリームは、第３気液分離装置３００で第３気液分離装置３００の下部排出ストリーム及び上部排出ストリームにそれぞれ気液分離されてもよい。ここで、上記第３気液分離装置３００の上部排出ストリームは、冷却循環区域ＣＢに循環されるものであってもよく、上記第３気液分離装置３００の上部排出ストリームは、水素及びＣ１炭化水素化合物を含むものであってもよく、一部のＣ２炭化水素化合物が含まれてもよい。
【００３４】
これと関わって、上記のように、本発明によって第２熱交換器３０及び第３気液分離装置３００を利用する場合、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームに対して−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒を、つまり、第２冷媒ストリームを利用した追加的な凝縮が可能である。これを通じて、図１の第２気液分離装置２００の上部排出ストリームに対して第３気液分離装置３００の上部排出ストリームの流量が大幅に増加することを防いで、エチレンのロス（ｌｏｓｓ）を最小化し、冷却循環区域ＣＢの過負荷を防いで、冷却循環区域ＣＢから脱エタン塔Ｄ２への循環を確保することが可能である。
【００３５】
また、本発明の一実施例によると、上記脱メタン塔Ｄ１は、水素及びＣ１炭化水素化合物と、Ｃ２炭化水素化合物を精製して分離するためのものであってもよい。具体的に、上記脱メタン塔Ｄ１に供給された上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリームの一部と、上記第３気液分離装置３００の下部排出ストリームは、上記脱メタン塔Ｄ１で上記脱メタン塔Ｄ１の上部排出ストリーム及び下部排出ストリームにそれぞれ精製分離されてもよい。
【００３６】
本発明の一実施例によると、上記脱メタン塔Ｄ１の上部排出ストリームは、水素及びＣ１炭化水素化合物を含むものであってもよく、上記脱メタン塔Ｄ１の上部排出ストリームは冷却循環区域ＣＢに循環されるものであってもよい。上記のように、冷却循環区域ＣＢに循環される脱メタン塔Ｄ１の上部排出ストリームは、冷却循環区域ＣＢを経って廃ガス（ｔａｉｌ  ｇａｓ）を通じて一部が排出されたり、冷却循環区域ＣＢから脱エタン塔Ｄ２に循環されてもよい。
【００３７】
本発明の一実施例によると、上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームはＣ２分離装置ＳＰに供給されてもよい。上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームはＣ２炭化水素化合物のみを含むものであってもよく、具体的な例として、上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームは、エタン（ｅｔｈａｎｅ）及びエチレン（ｅｔｈｙｌｅｎｅ）を含むものであってもよい。また、本発明の一実施例によると、上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームの一部は、熱交換器を通過してＣ２分離装置ＳＰに供給されてもよく、脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームの残部はＣ２分離装置ＳＰに直接供給されてもよい。
【００３８】
また、本発明の一実施例によると、上記Ｃ２分離装置ＳＰはＣ２炭化水素化合物を精製して分離するためのものであってもよく、具体的に、上記Ｃ２分離装置ＳＰに供給された上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームは、上記Ｃ２分離装置ＳＰで、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリーム及び下部排出ストリームにそれぞれ精製分離されてもよい。
【００３９】
本発明の一実施例によると、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームはエチレンを含むものであってもよく、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームは第２圧縮機Ｐ２に供給されるものであってもよい。
【００４０】
また、本発明の一実施例によると、上記Ｃ２分離装置ＳＰの下部排出ストリームはエタンを含むものであってもよく、上記Ｃ２分離装置ＳＰの下部排出ストリームは上記熱分解段階（Ｓ１）の供給原料に循環されてもよい。
【００４１】
本発明の一実施例によると、上記第２圧縮機Ｐ２は、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームからエチレンを製造するために利用される、いわゆる、エチレン冷却圧縮機（ＥＲＣ、Ｅｔｈｙｌｅｎｅ  Ｒｅｆｒｉｇｅｒａｎｔ  Ｃｏｍｐｒｅｓｓｏｒ）であってもよい。上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームは、第１循環流れ、第２循環流れ、第３循環流れ及び第４流れを含むことができる。
【００４２】
本発明の一実施例によると、上記第１循環流れは、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第１熱交換器２０を通過して第２圧縮機Ｐ２に供給される流れであってもよい。
【００４３】
また、本発明の一実施例によると、上記第２循環流れは、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給され、第１圧縮機Ｐ１の圧縮排出ストリームが第２圧縮機Ｐ２に供給される流れであってもよい。
【００４４】
また、本発明の一実施例によると、上記第３循環流れは、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が上記Ｃ２分離装置ＳＰに循環される流れであってもよい。
【００４５】
また、本発明の一実施例によると、上記第４流れは、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が生成物としてエチレンを収得する流れであってもよい。
【００４６】
本発明の一実施例によると、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は、第１循環流れとして第１熱交換器２０を通過して第２圧縮機Ｐ２に供給されてもよい。上記第１循環流れは、第１熱交換器２０を通過しながら第１熱交換器２０の第１冷媒ストリームで利用されてもよい。これと関わって、記載及び図示の便宜上、図２に第１熱交換器２０を第２気液分離装置２００の前端と、第２圧縮機Ｐ２の前端にそれぞれ図示したが、第２気液分離装置２００の前端に備えられた第１熱交換器２０と、第２圧縮機Ｐ２の前端に備えられた第１熱交換器２０は互いに同一なものであってもよい。
【００４７】
本発明のエチレン製造方法によると、上記第１熱交換器２０を通過する上記Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームと、上記第１循環流れは第１熱交換器２０で互いに向流（ｃｏｕｎｔｅｒ‐ｃｕｒｒｅｎｔ  ｆｌｏｗ）、並流（ｃｏ‐ｃｕｒｒｅｎｔ  ｆｌｏｗ）、または直交流（ｃｒｏｓｓ  ｆｌｏｗ）によって互いに熱交換されてもよい。この時、第１循環流れが第１冷媒ストリームに利用され、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームを冷却させることができる。
【００４８】
本発明の一実施例によると、上記第１循環流れの第１熱交換器２０を通過する前の温度は−７０℃ないし−８０℃、−７２℃ないし−７８℃、または−７４℃ないし−７６℃であってもよく、上記第１循環流れの第１熱交換器２０を通過した後の温度は−７０℃ないし−８０℃、−７２℃ないし−７８℃、または−７４℃ないし−７６℃であってもよい。本発明の一実施例によると、上記第１熱交換器２０を通過する前、及び通過した後の第１循環流れの温度範囲が上記のような場合、第１冷媒ストリームとしてＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームを第２気液分離装置２００に供給させるために適した条件で凝縮させる効果がある。
【００４９】
一方、本発明の一実施例によると、上記第１循環流れを形成する第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は、上記第１熱交換器２０を通過する前に−７０℃ないし−８０℃帯域の第１冷媒ストリームで利用されるために温度を下げる必要があるが、上記温度は第１循環流れを形成する第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部の圧力を調節することによって下げることができる。この時、上記圧力の調節は、第１循環流れを形成する第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部の圧力に対して１０ｂａｒないし２０ｂａｒ、１３ｂａｒないし１８ｂａｒ、または１４ｂａｒないし１５ｂａｒの減圧によって行われてもよい。
【００５０】
また、本発明の一実施例によると、上記第１熱交換器２０を通過した後の上記第１循環流れは、上記Ｃ２分離装置ＳＰの上部排出ストリームに合流されて第２圧縮機Ｐ２に供給されてもよい。
【００５１】
また、本発明の一実施例によると、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は、第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給されてもよい。上記第２循環流れは第２熱交換器３０を通過しながら第２熱交換器３０の第２冷媒ストリームで利用されてもよい。これと関わって、記載及び図示の便宜上、図２には第２熱交換器３０を第３気液分離装置３００の前端と、第１圧縮機Ｐ１の前端にそれぞれ図示したが、第３気液分離装置３００の前端に備えられた第２熱交換器３０と、第１圧縮機Ｐ１の前端に備えられた第２熱交換器３０は互いに同一なものであってもよい。
【００５２】
本発明のエチレン製造方法によると、上記第２熱交換器３０を通過する上記第２気液分離装置２００の上部排出ストリームと、上記第２循環流れは第２熱交換器３０で互いに向流（ｃｏｕｎｔｅｒ‐ｃｕｒｒｅｎｔ  ｆｌｏｗ）、並流（ｃｏ‐ｃｕｒｒｅｎｔ  ｆｌｏｗ）、または直交流（ｃｒｏｓｓ  ｆｌｏｗ）によって互いに熱交換されてもよく、この時、第２循環流れは、第２冷媒ストリームで上記第２気液分離装置２００の上部排出ストリームを冷却させることができる。
【００５３】
本発明の一実施例によると、上記第２循環流れの第２熱交換器３０を通過する前の温度は−９５℃ないし−１０５℃、−９７℃ないし−１０３℃、または−１００℃ないし−１０２℃であってもよく、上記第２循環流れの第２熱交換器３０を通過した後の温度は−９５℃ないし−１０５℃、−９７℃ないし−１０３℃、または−１００℃ないし−１０２℃であってもよい。本発明の一実施例によると、上記第２熱交換器３０を通過する前、及び通過した後の第２循環流れの上記温度範囲内で、第２冷媒ストリームとしてストリーム内のメタンの含量が高い第２気液分離装置２００の上部排出ストリームを充分に凝縮させることが可能で、工程安定性に優れる効果がある。また、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームに含まれるエチレンを生成物で収得する前に、エチレンの潜熱を利用してより低い温度の冷媒を選択的に使用することが可能で、工程生産性を向上させる効果がある。
【００５４】
一方、本発明の一実施例によると、上記第２循環流れは上記第２熱交換器３０を通過する前に−９５℃ないし−１０５℃帯域の第２冷媒ストリームで利用されるために温度を下げる必要がある。上記温度は第２循環流れを形成する第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部の圧力を調節することによって下げることができる。具体的に、上記第１循環ストリームと第２循環ストリームは第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームから一定領域を基点にして分けられる流れであり、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームは、一部を第１循環ストリームとして第１冷媒ストリームで利用するために−７０℃ないし−８０℃帯域の温度で既に温度を下げた状態である。この時、−７０℃ないし−８０℃帯域の温度を有する第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部を再度圧力を調節する簡単な方法で−９５℃ないし−１０５℃帯域の温度に下げて第２循環流れを形成することができ、これは第２冷媒ストリームで利用することができる。この時、上記圧力の調節は、−７０℃ないし−８０℃帯域の温度を有する上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームに対して、１５ｂａｒないし２５ｂａｒ、１６ｂａｒないし２０ｂａｒ、または１７ｂａｒないし１８ｂａｒの減圧によって実施されてもよい。これに比べて、現実的に、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームを凝縮させるために−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒ストリームを別に形成して供給することは現実的に具現しにくいし、再循環Ｃ３炭化水素化合物からプロピレンを分離して−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒ストリームを形成しても上記本発明による第２冷媒ストリームの形成時に求められるエネルギーと比べて１０倍以上のエネルギーが消耗される問題があった。また、本発明の一実施例によると、上記第１圧縮機Ｐ１は、第２熱交換器３０で第２冷媒ストリームで利用された上記第２循環流れを圧縮して第２圧縮機Ｐ２に供給するためのものであってもよい。すなわち、上記第１圧縮機Ｐ１の圧縮排出ストリームは第２圧縮機Ｐ２に供給されてもよい。
【００５５】
これと関わって、第２熱交換器３０で第２冷媒ストリームで利用された上記第２循環流れが第２圧縮機Ｐ２に循環されて供給されるためには、求められる圧力条件を充たす必要がある。すなわち、第２循環流れは、第２熱交換器３０の第２冷媒ストリームで利用するための追加的な減温のために既に減圧された状態なので、上記第２圧縮機Ｐ２に供給されるためには再び加圧される必要がある。よって、上記第１圧縮機Ｐ１は、既に減圧された状態で第２熱交換器３０で第２冷媒ストリームで利用された第２循環流れを圧縮して第２圧縮機Ｐ２に供給するためのものであってもよい。これによって、第１圧縮機Ｐ１によって圧縮された第１圧縮機Ｐ１の圧縮排出ストリームは、第２圧縮機Ｐ２に始めて供給されることができる。
【００５６】
また、本発明の一実施例によると、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部は第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給されてもよいが、このようなストリームは、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリーム中のＣ１の含量が３５モル％以上の場合のみに選択的に形成されてもよい。例えば、供給ストリーム中のＣ１の含量が３５モル％ないし４５モル％、３５モル％ないし４１モル％、または３５モル％ないし３９モル％の場合は、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給されてもよい。このように、供給ストリーム内にＣ１の含量が高いということは、供給ストリーム内でメタンの含量が高いということを意味する。この場合、上記第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部を第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給することで、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの流量が大幅に増加することを防いで、冷却循環区域ＣＢに過負荷を防ぐことができ、エチレンのロス（ｌｏｓｓ）を最小化することができ、冷却循環区域ＣＢから脱エタン塔Ｄ２への循環を円滑にすることができる。
【００５７】
一方、供給ストリーム内にＣ１の含量が３５モル％未満の場合は、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部が第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給されるストリームが形成されないこともある。例えば、供給ストリーム内にＣ１の含量が３５モル％未満の場合は、供給ストリーム内にメタンの含量が低くて、第２循環流れを第２冷媒ストリームとして供給ストリームをもっと低い温度に凝縮しなくても、供給ストリーム内にメタンの含量が高い時に生じる問題が発生しない。このように、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリーム内にＣ１の含量によって、第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部を第２循環流れとして第２熱交換器３０を通過して第１圧縮機Ｐ１に供給される段階を選択的に行うことで、より効率的にエチレンを製造することができて工程エネルギーを節減することができる。
【００５８】
一方、本発明の一実施例によると、上記エチレン製造方法は、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームが第１熱交換器２０を通過して第２気液分離装置２００に供給される前に、上記圧縮段階（Ｓ３）から供給された水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームからＣ３以上の炭化水素化合物を精製して分離するための段階をさらに含んでもよい。
【００５９】
具体的に、上記エチレン製造方法は、水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームが脱エタン塔Ｄ２に供給される段階；上記脱エタン塔Ｄ２の上部排出ストリームが第３圧縮機Ｐ３に供給される段階；及び上記第３圧縮機Ｐ３の圧縮排出ストリームがアセチレン転換装置ＡＣに供給される段階を含んでもよく、上記アセチレン転換装置ＡＣの下部排出ストリームがＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームであってもよい。
【００６０】
本発明の一実施例によると、上記圧縮段階（Ｓ３）での多段圧縮は、４段の圧縮機（４段目の圧縮機を図２にＰ３で表示し、前段の１ないし３段圧縮機は未図示）によって行われてもよい。具体的に、上記圧縮段階（Ｓ３）で１段、２段及び３段までの圧縮が行われ、３段圧縮機で圧縮されて排出された水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームが上記精製段階（Ｓ４）での脱エタン塔Ｄ２に供給されてもよい。脱エタン塔Ｄ２から水素、Ｃ１及びＣ２の炭化水素化合物と、Ｃ３以上の炭化水素化合物が精製されて分離され、Ｃ３以上の炭化水素化合物は脱エタン塔Ｄ２の下部排出ストリームに排出され、水素、Ｃ１及びＣ２の炭化水素化合物は脱エタン塔Ｄ２の上部排出ストリームに排出され、脱エタン塔Ｄ２の上部排出ストリームが上記４段圧縮機の中で４段目の圧縮機である第３圧縮機Ｐ３に供給され、４段圧縮が精製段階（Ｓ４）で行われてもよい。
【００６１】
また、上記精製段階（Ｓ４）において、水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームは、脱エタン塔Ｄ２に供給される前に１個以上の熱交換器を通じて冷却されて供給されてもよく、上記第３圧縮機Ｐ３の圧縮排出ストリームはアセチレン転換装置ＡＣに供給される前に１個以上の熱交換器を通じて冷却されて供給されてもよく、アセチレン転換装置ＡＣの下部排出ストリームであるＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームは、第１熱交換器２０に供給される前に１個以上の熱交換器を通じて冷却され、１個以上の乾燥装置を通じて乾燥されて、１個以上の気液分離装置を通じて一部ストリームが分離して供給されてもよい。
【００６２】
本発明の一実施例によると、上記１個以上の気液分離装置は第１気液分離装置１００であってもよく、上記第１気液分離装置１００に供給されたアセチレン転換装置ＡＣの下部排出ストリームは、上記第１気液分離装置１００で第１気液分離装置１００の下部排出ストリーム及び上部排出ストリームにそれぞれ気液分離されてもよい。
【００６３】
本発明の一実施例によると、上記第１気液分離装置１００が備えられる場合、上記第１気液分離装置１００の上部排出ストリームがＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームであってもよい。
【００６４】
また、本発明の一実施例によると、上記第１気液分離装置１００が備えられる場合、上記第１気液分離装置１００の下部排出ストリームは脱エタン塔Ｄ２に再循環されてもよい。
【００６５】
また、本発明の一実施例によると、上記脱エタン塔Ｄ２の下部排出ストリームは脱プロパン塔（未図示）に供給されるものであってもよく、この後、脱プロパン塔（未図示）でＣ３以上の炭化水素化合物に対する精製及び分離工程が行われてもよい。
【００６６】
また、本発明は、上記エチレン製造方法を実施するためのエチレン製造装置（図２）を提供する。上記エチレン製造装置は、第１循環流れとして第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部を第１冷媒ストリームで利用して供給ストリームを冷却させる第１熱交換器２０；上記第１熱交換器２０から冷却されて排出された供給ストリームを気液分離するための第２気液分離装置２００；第２循環流れとして第２圧縮機Ｐ２の圧縮排出ストリームの一部を第２冷媒ストリームで利用して上記第２気液分離装置２００の上部排出ストリームを冷却させる第２熱交換器３０；上記第２熱交換器３０から冷却されて排出された第２気液分離装置２００の上部排出ストリームを気液分離するための第３気液分離装置３００；上記第２気液分離装置２００の下部排出ストリーム及び上記第３気液分離装置３００の下部排出ストリームからメタンを分離するための脱メタン塔Ｄ１；上記脱メタン塔Ｄ１の下部排出ストリームからＣ２を分離するためのＣ２分離装置ＳＰ；第２熱交換器３０で冷媒として利用された上記第２循環流れを圧縮するための第１圧縮機Ｐ１；及びＣ２分離装置ＳＰの上部排出ストリーム、第１循環流れ及び第１圧縮機Ｐ１の圧縮排出ストリームを圧縮するための第２圧縮機Ｐ２を含むものであってもよい。
【００６７】
また、本発明の一実施例によると、上記エチレン製造装置は、水素、Ｃ１、Ｃ２及びＣ３以上の炭化水素化合物を含む熱分解圧縮ストリームからＣ３以上の炭化水素化合物を分離するための脱エタン塔Ｄ２；上記脱エタン塔Ｄ２の上部排出ストリームを圧縮するための第３圧縮機Ｐ３；及び上記第３圧縮機の圧縮排出ストリーム中のアセチレンをエチレンに転換させるためのアセチレン転換装置ＡＣを含むものであってもよい。
【００６８】
また、本発明の一実施例によると、上記第２気液分離装置２００は、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む下部排出ストリーム；及び水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む上部排出ストリームを気液分離するためのものであってもよい。
【００６９】
また、本発明の一実施例によると、上記第３気液分離装置３００は、水素、Ｃ１及びＣ２炭化水素化合物を含む下部排出ストリーム；及び水素及びＣ１炭化水素化合物を含む上部排出ストリームを気液分離するためのものであってもよい。
【００７０】
本発明による上記エチレン製造装置の各装置は、上記エチレン製造方法にしたがう工程を実施するための装置であってもよい。
【００７１】
以上、本発明によるエチレン製造方法を記載及び図面に図示したが、上記記載及び図面の図示は、本発明を理解するための核心構成のみを記載及び図示したもので、上記記載及び図面に図示した工程及び装置以外、別途記載及び図示していない工程及び装置は、上記エチレン製造方法を実施するために適切に応用して利用されてもよい。
【００７２】
以下、実施例によって本発明をより詳しく説明する。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、本発明の範疇及び技術思想の範囲内で様々な変更及び修正が可能であることは通常の技術者にとって自明なことであり、これらのみで本発明の範囲が限定されることではない。
【００７３】
［実験例］
（実施例１）
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡＳＰＥＮＴＥＣＨ社のＡＳＰＥＮ  Ｐｌｕｓシミューレーターを利用して工程をシミュレーションした。
【００７４】
熱分解段階（Ｓ１）の供給原料として再循環Ｃ２炭化水素化合物、再循環Ｃ３炭化水素化合物及び外部から供給されるプロパンをそれぞれ３２，７４０ｋｇ／ｈｒ（再循環Ｃ２炭化水素化合物）、１６，１８０ｋｇ／ｈｒ（再循環Ｃ３炭化水素化合物）及び７５，５６１ｋｇ／ｈｒ（プロパン）（全体供給原料の中でＣ３の含量が７４．７重量％）の供給流量に設定した。上記熱分解圧縮ストリームの組成を下記表１に示し、精製段階（Ｓ４）の各ストリームに対する温度及び圧力を下記表２に示し、第３気液分離装置３００の上部排出ストリームの組成及び流量を下記表３に示す。
【００７５】
【表１】
0006896939.tif 000002
【００７６】
【表２】
0006896939.tif 000003
【００７７】
【表３】
0006896939.tif 000004
【００７８】
（実施例２）
図２に図示された工程フローチャートに対して、ＡＳＰＥＮＴＥＣＨ社のＡＳＰＥＮ  Ｐｌｕｓシミューレーターを利用して工程をシミュレーションした。
【００７９】
熱分解段階（Ｓ１）の供給原料として再循環Ｃ２炭化水素化合物、再循環Ｃ３炭化水素化合物及び外部から供給されるプロパンをそれぞれ７，９２０ｋｇ／ｈｒ（再循環Ｃ２炭化水素化合物）、１８，２７５ｋｇ／ｈｒ（再循環Ｃ３炭化水素化合物）及び１０３，８１０ｋｇ／ｈｒ（プロパン）（全体供給原料の中でＣ３の含量が９３．９重量％）の供給流量に設定した。上記熱分解圧縮ストリームの組成を下記表４に示し、精製段階（Ｓ４）の各ストリームに対する温度及び圧力を下記表５に示し、第３気液分離装置３００の上部排出ストリームの組成及び流量を下記表 ６に示す。
【００８０】
【表４】
0006896939.tif 000005
【００８１】
【表５】
0006896939.tif 000006
【００８２】
【表６】
0006896939.tif 000007
【００８３】
（比較例）
上記実施例１において、図２に図示された工程フローチャートの代わりに、図１に図示された工程フローチャートを利用したことを除いては、上記実施例と同様の条件で工程をシミュレーションした。熱分解圧縮ストリームの組成は上記表１と同一である。
【００８４】
この時、精製段階（Ｓ４）の各ストリームに対する温度及び圧力を下記表７に示し、第２気液分離装置２００の上部排出ストリームの組成及び流量を下記表８に示す。
【００８５】
【表７】
0006896939.tif 000008
【００８６】
【表８】
0006896939.tif 000009
【００８７】
上記表１及び７に示すように、熱分解段階（Ｓ１）で供給原料としてプロパンの供給流量を増加させた場合、熱分解圧縮ストリーム内のメタンの含量が増加し、表３及び８に示すように、同一種類の供給原料を同一の流量で供給した時、精製段階（Ｓ４）で第２気液分離装置２００のみを利用する比較例に比べて第２熱交換器３０を通じて−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒を通じてさらに冷却した後の第３気液分離装置３００を利用する実施例１の場合、冷却循環区域ＣＢに循環される気液分離装置１００、２００の上部排出ストリームに含まれるエチレンの含量を低減させることが可能であり、エチレンのロス（ｌｏｓｓ）を防ぎ、冷却循環区域ＣＢの過負荷の発生を防いで冷却循環区域ＣＢから脱エタン塔Ｄ２への循環を確保することができたことを確認した。
【００８８】
また、表１及び４に示すように、熱分解段階（Ｓ１）で、供給原料の中で外部から供給されるプロパンの含量及び割合を増加させた場合、熱分解圧縮ストリーム内のメタンの含量がさらに増加することを確認することができ、表５及び６に示すように、第２熱交換器３０を通じて−９５℃ないし−１０５℃帯域の冷媒を通じてさらに冷却した後の第３気液分離装置３００を利用することで、供給原料としてプロパンの含量及び割合が増加しても精製段階（Ｓ４）の正常的な実施ができたことを確認することができた。
【００８９】
一方、上記表７に示す各ストリームの温度及び圧力は、図１に図示された工程フローチャートを利用した工程シミュレーションを実施するための温度及び圧力に該当するが、上記表７の第１熱交換器２０を通過した後のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームの場合、実際の工程では−７５℃が最も低温の状態のシステムであるため、上記温度である−８０．９℃の実施が不可能である。また、これによって、第２気液分離装置２００に供給される第１熱交換器２０を通過した後のＣ１及びＣ２炭化水素化合物を含む供給ストリームは充分に凝縮されていない状態であるため、第２気液分離装置２００の下部排出ストリーム及び上部排出ストリームも上記温度及び圧力で実施されることが不可能である。
【００９０】
よって、図１に図示された工程フローチャートを上記のように工程の運転が可能な条件に合わせたシミュレーションではなく、実際の工程に適用する場合、第１熱交換器２０での凝縮が充分ではなく、凝縮されなかった流体が第２気液分離装置２００の上部排出ストリームで一緒に排出され、冷却循環区域ＣＢに流入される問題が発生する。また、冷却循環区域ＣＢに流入された流体によって冷却循環区域ＣＢでは冷却循環を行うための熱量が不足となり、これによって、生成物であるエチレンが廃ガス（ｔａｉｌ  ｇａｓ）で抜け出る深刻な損失が発生する。また、冷却循環区域ＣＢでのジュール・トムソン循環（Ｊｏｕｌｅ‐Ｔｈｏｍｓｏｎ  ｒｅｃｙｃｌｅ）で第３圧縮機Ｐ３に再流入される流体が増加するようになり、これによって仕事量が増加し、冷却循環区域ＣＢの全体にかけて過負荷が発生する。
【００９１】
本発明者らは、上記のような結果から本発明にしたがってエチレンを製造する場合、供給原料の変化による分解収率の変化に対応可能であり、気相の供給原料を利用するガス熱分解炉の増設が自在で、ナフサを利用する液相の分解工程が整備などによって中断される場合も個別的に実施できたことを確認した。
【図１】
0006896939.tif 000010
【図２】
0006896939.tif 000011