JP2003525999A - 原油およびピッチを含む原油留分の熱分解法 - Google Patents

原油およびピッチを含む原油留分の熱分解法

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バウムガートナー，アーサー・ジエームズ
チヤン，プイ−ユエン・ジエフリー
ンガン，ダニー・ユク−クワン
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シエル・インターナシヨナル・リサーチ・マートスハツペイ・ベー・ヴエー
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    • C10G9/14—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils in pipes or coils with or without auxiliary means, e.g. digesters, soaking drums, expansion means
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Abstract

(57)【要約】 原油供給原料またはピッチを含む原油留分供給原料を熱分解炉の対流区間内の第１段予熱器に供給して原油またはピッチを含む原油留分を第１段予熱器内で少なくとも３７５℃の出口温度に加熱して加熱ガス液体混合物を生成し、このガス液体混合物を第１段予熱器から気液分離槽へ引き抜き、気液分離槽でガスと液体を分離してガスを取り出し、取り出したガスを対流区間に設けられた第２段予熱器に供給し、さらにこのガスの温度を気液分離槽出口のガス温度以上に加熱し、予熱されたガスを熱分解炉内の輻射区間内に導入してガスをエチレンなどのオレフィン類および付随副生品に熱分解することによって、原油またはピッチを含む原油留分の供給原料が熱分解炉で熱分解される。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】 本発明は原油およびピッチを含む原油留分の供給原料をオレフィン熱分解炉内
で熱分解する方法に関する。
【０００２】 オレフィン類、特にエチレンの製造は従来、エタンのような天然ガス液（ＮＧ
Ｌ）、または大気圧以上で運転する原油蒸留塔から生産される軽油留分、あるい
はナフサを使用する石油炭化水素供給原料の熱分解によって行われている。最近
では、ある地域の傾向が、減圧軽油など、より重質な供給原料の使用に対処する
分解装置を設計する方に向かっている。しかしながら、これらの重質供給原料は
コークの堆積によって対流部予熱器の管および下流の機器をつまらせる。対流部
第１段予熱器出口での典型的なプロセス温度は約２００℃〜４００℃の範囲にあ
り、これによって対流部内で供給原料を完全に蒸発させ、あるいは軽油および減
圧軽油のような重質供給原料の場合には、米国特許出願第４４９８６２９号に開
示されているように、供給原料が過熱水蒸気と共に混合ノズルを通って第２段予
熱器に向かって進むにつれて、対流部の外で供給原料が最終的に完全に蒸発する
ようにしている。
【０００３】 米国特許出願第５５８０４４３号は、ガス田からガス生産に伴って少量生じる
油である、重質天然ガス液などの低品質供給原料を分解する方法を開示している
。この方法は対流区間内の第１段予熱器を通り、過熱水蒸気と混合された後この
対流区間の外の気液分離槽へ行き、対流区間内部の第２段予熱器へ行き、そして
最終的に輻射区間へ行く供給原料を処理するものとして記述されている。この供
給原料は、第１段予熱器部分からの重質留分の一部を気液分離槽で分離して取り
出し、続いて供給原料を熱分解処理する前に供給原料の蒸発部分を第２段予熱器
に戻すことによって熱分解される。第１段予熱器の管内の温度と圧力は、他の状
態では管内でコーキングの問題を引き起こすであろうこれらの原料の留分が液相
に保たれ、一方、コーキングの問題を引き起こす可能性のない留分は、完全に蒸
発するような範囲内に維持される。第１予熱器部分の典型的な出口温度は、管内
部のコーク発生留分の蒸発を避けるために１５０℃〜３５０℃の範囲にある。
【０００４】 第１予熱器部分を出るガス液体混合物は、混合比率が６０／４０から９８／２
の範囲内のものとして米国特許出願第５５８０４４３号に開示されている。この
比率は第１予熱器部分の出口と気液分離槽へ入る手前の間の個所に過熱希釈水蒸
気を加えることによって調整することができる。重質の蒸発していない液留分が
一旦気液分離槽内で取り出されて系外へ排出され、一方、ガス留分はガス供給ラ
インを通って移送され、過熱された希釈水蒸気と再度混合され、その後第２予熱
器に送られる。第２予熱器内で、このガスが分解が促進される温度よりやや低い
温度に加熱され、この後輻射部に送られて分解される。
【０００５】 重質天然ガス液以外の原料はエチレン製造用の熱分解炉で処理することが望ま
しいだろう。望ましい原料には原油または原油常圧塔の底部から得られる長残留
物がある。原油原料は液体の形で採取した生産高の６０％以上が原油であるよう
な油田から得られる。重質天然ガス液の流体は地中でガス状態かまたは超臨界状
態にあり、地表の温度と圧力に達したときに液体に凝縮する。原油供給原料また
は原油常圧塔の長残留物を、熱分解炉によって米国特許出願第５５８０４４３号
に開示されている温度条件下で処理する、特に第１の予熱段階で１５０℃〜３５
０℃の範囲にある温度またはコーキングの問題を引き起こしそうな留分が液状態
のままであって管にコークを生成しそうもない留分が完全に蒸発するような温度
で処理することは、重質天然ガス液が処理される低い温度、すなわち１５０℃〜
３５０℃において、回収される原油または長残留物の蒸発留分が不十分になり、
これらの供給原料から得られる所期のオレフィン製品の収率低下を招くので不利
益である。
【０００６】 原油および長残留物の重質留分（ヘビーエンド）は典型的なオレフィン熱分解
炉の対流部条件では蒸発できない。原油および長残留物のヘビーエンドは一般に
蒸留によって取り除かれ、蒸留から得られるヘビーエンドより軽い蒸発可能な留
分、大部分は通常ナフサか軽油留分がオレフィン類熱分解プラントの供給原料と
して使用される。この蒸留による原油および長残留物の調製段階は設備投資資本
の増加を必要としプロセスの運転費用も増加させることになる。
【０００７】 ここで、原油および／またはピッチを含む原油留分の供給原料を加熱炉の対流
区間内に設けられた第１段予熱器に供給すること、この第１段予熱器内の供給原
料を少なくとも３７５℃の出口温度に加熱して加熱ガス液体混合物を生成するこ
と、加熱ガス液体混合物を第１段予熱器から気液分離槽へ引き抜くこと、気液分
離槽でガスと液体を分離してガスを取り出すこと、および、取り出したガスを対
流区間に設けられた第２段予熱器に供給すること、さらにこのガスの温度を気液
分離槽出口のガス温度以上に加熱すること、予熱されたガスを熱分解炉の輻射区
間内に導入すること、および、このガスをオレフィン類および付随副生品に熱分
解することを含む、原油および／またはピッチを含む原油留分の供給原料をオレ
フィン熱分解炉内で熱分解する方法が提供されている。
【０００８】 上記の方法は長残留物およびピッチを含む任意の原油留分の処理に使用するこ
とができる。
【０００９】 本発明の方法によれば原油またはピッチを含む原油留分の供給原料を熱分解炉
の対流区間に供給することが可能になり、その際、対流区間内の各管を加熱炉の
輻射管よりも早くコーク除去する必要がない。本発明の方法は、減圧蒸留塔の底
部で通常の運転条件（約４１５℃）のもとでは一般に実現できないような高温（
たとえば、４８０℃）におけるオレフィン加熱炉の供給原料（原油またはピッチ
を含む原油留分の原料）フラッシュ性能を拡大し、これによって原油またはピッ
チを含む原油留分のうち熱分解炉の輻射伝熱区間における分解に有用な蒸気の留
分を、常圧ないしは減圧蒸留塔を通じて回収される留分より多く回収することが
可能になる。本発明の方法にはまた、原油またはピッチを含む原油留分の供給原
料を最初に分留処理にかける必要なしに原油またはピッチを含む原油留分供給原
料を処理し、これによって熱分解炉内で安価な供給原料源を処理することが可能
になるという利益もある。最後に、原油またはピッチを含む原油留分中の大量の
高沸点留分は、重質天然ガス液と異なり、本明細書で説明した運転温度のもと適
当な線速度で対流区間の管の内面を濡らし、これによって原油またはピッチを含
む原油留分を適切な供給原料にし、対流区間の管内部のコーク生成を最小にして
いる。
【００１０】 本発明で使用する供給原料は、それぞれが米国材料試験協会試験法（ＡＳＴＭ
）Ｄ−２８８７に従って測定したものとして、供給原料の８５重量パーセント以
下が３５０℃で蒸発し、原油供給原料の９０重量パーセント以下が４００℃で蒸
発するような供給原料であることが好ましい。
【００１１】 本発明で使用する好ましい原油供給原料は以下の特性を有する。原油供給原料
の各特性は米国材料試験協会試験法（ＡＳＴＭ）Ｄ−２８８７に従って測定する
。 ３５０℃で蒸発するのは原油供給原料の８５重量パーセント以下、および ４００℃で蒸発するのは原油供給原料の９０重量パーセント以下になる。
【００１２】 上記の特性の範囲内にある供給原料は、本明細書で説明した運転温度下で熱分
解炉対流部の管内部のコーキングを最小にする。３００℃、３５０℃、または４
００℃で蒸発する、大方の重質天然ガス液などの軽質供給原料の重量百分率は非
常に高いので本発明で使用する温度においてコーキングする留分が蒸発すると第
１段予熱器内の管に急速にコークが生成する。
【００１３】 好ましい実施形態では、供給原料として指定する原油は以下の特性を有する。 ３００℃での蒸発は原油供給原料の６５重量パーセント以下、および ３５０℃での蒸発は原油供給原料の８０重量パーセント以下、および ４００℃では原油供給原料の８８重量パーセント以下が沸騰する。
【００１４】 さらに好ましい実施形態では、 ３００℃で蒸発するのは原油および長残留物の６０重量パーセント以下、およ
び ３５０℃で蒸発するのは原油供給原料の７０重量パーセント以下、および ４００℃で蒸発するのは原油供給原料の８０重量パーセント以下になる。
【００１５】 最も好ましい実施形態では、原油供給原料は以下の特性を有する。 ３００℃で蒸発するのは原油の５５重量パーセント以下、および ３５０℃で蒸発するのは原油供給原料の６５重量パーセント以下、および ４００℃で蒸発するのは原油供給原料の７５重量パーセント以下になる。
【００１６】 典型的な原油供給原料のＡＰＩ比重は４５以下になる。
【００１７】 長残留物供給原料は、脱塩された原油を処理し、分留するために使用される常
圧蒸留塔の塔底油であり、また一般に常圧塔塔底油として知られている。常圧蒸
留塔は原油からディーゼル油、灯油、ナフサ、ガソリン、およびこれらより軽い
成分を分離する。長残留物は本発明で使用される上記の適切な供給原料の仕様を
満たし、また以下の仕様も満たす。 ３５０℃での蒸発は３５重量パーセント以下、さらに好ましくは１５重量パー
セント以下、また場合によっては１０重量パーセント以下にもなる、および ４００℃での蒸発は５５重量パーセント以下、さらに好ましくは４０重量パー
セント以下、また場合によっては３０重量パーセント以下にもなる。
【００１８】 原油および／または長残留物供給原料が対流区間第１段予熱器の入口に供給さ
れる圧力と温度は、供給原料に流動性がある限り決定的なものではない。圧力は
一般に８から２８バール、さらに好ましくは１１から１８バールの範囲にあり、
原油の温度は一般に、室温から原油が最初に加熱される対流区間内の排ガスの温
度以下の温度、一般に１４０℃〜３００℃の範囲にある。１時間当たり原油およ
び／または長残留物原料２２０００〜５００００ｋｇの範囲の供給量で処理を行
うことが望ましいが、供給量は重要なものではない。
【００１９】 図１は熱分解炉の概略プロセス流れ図である。 図２は気液分離槽の立面図である。 図３は図２の平面図である。 図４は図２の気液分離槽のベーンアッセンブリの斜視図である。 図５は熱分解炉の概略プロセス流れ図である。 図６は熱分解炉の概略プロセス流れ図である。
【００２０】 本発明の例示として図１を参照しながら本発明を以下に説明する。本発明の範
囲は、説明した各プロセス段階の間ないしは１つのプロセス段階内の説明した起
点と到着点の間に任意の数とタイプのプロセス段階を含むことができることを理
解すべきである。たとえば、任意の数の追加機器ないしはプロセス段階を気液分
離槽と第２段予熱器の間に置くことができ、また（起点としての気液分離槽から
）取り出されたガスを（到着点の）第２段予熱器へ供給する間に任意の数の追加
機器ないしはプロセス段階を置くことができる。
【００２１】 オレフィン熱分解炉１０は対流区間Ａの第１段予熱器１２内に入る原油または
ピッチ供給原料を含む原油留分または長残留物供給原料１１を供給される。本明
細書全体を通して原油供給原料は本発明の供給原料と呼ばれるが、原油供給原料
について言及する場合は常に長残留物供給原料もまた原油供給原料の代わりとし
てまたはこれと組み合わせて使用することができる適当な供給原料であることが
理解されるべきである。また、説明の便宜上、本明細書全体にわたる原油の記述
はすべて原油とピッチを含む原油留分とを含むことを理解すべきである。したが
って、本発明の範囲には、原油を供給原料として記述する場合は常に長残留物お
よびピッチを含む原油留分が含まれている。
【００２２】 対流部の第１段予熱器１２は一般に、管内の内容物が熱分解炉の輻射部から出
て来る燃焼ガスの対流伝熱によって主に加熱される一群の管である。それぞれが
米国材料試験協会試験法（ＡＳＴＭ）Ｄ−２８８７に従って測定したものとして
、供給原料の８５重量パーセント以下が３５０℃で蒸発し、原油供給原料の９０
重量パーセント以下が４００℃で蒸発するような供給原料を供給することが好ま
しい。１つの実施形態において、原油および／または長残留物の供給原料は第１
段予熱器１２内を移動するのに伴って、コーキングしない留分の蒸気状態への気
化およびコーキングする留分の一部の蒸気状態への気化を促進し、一方、コーキ
ングする留分の残りを液状態に維持する温度に加熱される。我々は原油および／
または長残留物供給原料について、第１段予熱器内のコーキングを促進しない原
油および／または長残留物留分を完全に蒸発させ、さらに、温度を十分に高く維
持して第１段予熱器内および／または第２段予熱器内の管のコーキングを促進す
る留分から成る、原油および／または長残留物供給原料の一部をさらに蒸発する
ことが好ましいことを見いだした。加熱管の壁面上を濡れた状態に維持すること
によって第１段予熱器の管内部のコーキング現象が実質的に減少する。加熱面が
十分な液体線速度で濡れているかぎり、これらの面のコーキングは抑制される。
【００２３】 原油および／または長残留物の供給原料が対流区間の第１段予熱器内で加熱さ
れる最適な温度は、特定の原油および／または長残留物の供給原料組成、第１段
予熱器内の供給原料圧力、および気液分離槽の性能と運転に依存することになる
。本発明の１つの実施形態において、原油および／または長残留物の供給原料は
第１段予熱器内で少なくとも３７５℃の出口温度に加熱され、さらに好ましくは
少なくとも４００℃の出口温度に加熱される。１つの実施形態では、第１段予熱
器から引き抜かれる供給原料の出口温度は少なくとも４１５℃である。
【００２４】 第１段予熱器管１２内の原油および／または長残留物供給原料の温度に関する
上限は原油および／または長残留物供給原料の安定性が損なわれる温度以下に制
限される。ある温度においては、ピッチ中のアスファルテンが溶液から脱落し始
めるあるいは供給原料中の溶解度を高める樹脂から相分離し始めるので、供給原
料のコーキング傾向が増加する。この温度制限は第１段予熱器の管と気液分離槽
まで連結し気液分離槽を含むすべての管の両方に適用されるだろう。第１段予熱
器内の原油および／または長残留物供給原料の出口温度は５２０℃以下が好まし
く、５００℃以下が最も好ましい。
【００２５】 上で特定した第１段予熱器内の各温度は、ガス液体混合物が第１段予熱器の出
口を含む任意の点で到達した温度として測定される。第１段予熱器の管内部の原
油および／または長残留物供給原料の温度が、原油および／または長残留物が管
の中を流れて第１段予熱器を出る温度まで上がるにつれて、連続体上で変化、一
般には上昇することを認識すると、第１段予熱器の対流区間からの出口で温度を
測定することが望ましい。これらの出口温度において、原油および／または長残
留物供給原料のコーク促進留分とコーキングしない留分の両方を蒸発させてガス
相にし、同時にすべての加熱壁面を十分に濡らすためにコーク促進留分の残りの
部分を液相に維持する。ガス−液比率は、管壁を十分に濡れた状態に維持し、コ
ーキングを最小にし、収率の増加を促進するために重量比で６０／４０から９８
／２の範囲にあることが好ましく、同じく９０／１０から９５／５の範囲がさら
に好ましい。
【００２６】 第１段予熱器内の温度条件は原油および／または長残留物供給原料の使用に対
して適切に適合されており、重質の天然ガス液を供給することは推奨されない。
本発明のプロセス条件でコーキングする留分を有する重質天然ガス液を第１段予
熱器を通して供給すると、供給原料がその乾点まで蒸発し、数日から１週間以内
に対流部内の加熱炉管で運転停止が必要になる程度までコークが生成する可能性
がある。
【００２７】 第１段予熱器１２内部の圧力は特に限定されていない。この第１段予熱器１２
内部の圧力は一般に４〜２１バールの範囲内であり、５〜１３バールがさらに好
ましい。
【００２８】 本発明の任意ではあるが好ましい実施形態では、第１段予熱器から出て行くガ
ス液体混合物の出口の手前の任意の個所で希釈流体の原料、好ましくは希釈ガス
１３を第１段予熱器内の原油および／または長残留物供給原料に加えることがで
きる。さらに好ましい実施形態では、機器の保守整備および取替えを容易にする
ために熱分解炉外部の個所で希釈ガス１３を第１段予熱器の原油および／または
長残留物の供給原料に加える。
【００２９】 希釈ガスの供給は第１段予熱器への注入点において蒸気である流れである。原
油および／または長残留物供給原料のコーキングしない留分とコーキングする留
分の一部の蒸発を促進するものであれはどんなガスでも使用できる。希釈ガス供
給は管を通る供給原料の流れを維持する助けともなり、これによって管は濡れた
状態を維持し流れが成層流になるのを防止する。希釈ガスの例としては水蒸気が
あり、希釈水蒸気（露点の飽和水蒸気）、メタン、エタン、窒素、水素、天然ガ
ス、乾燥ガス、製油所オフガス、および蒸発ナフサが好ましい。希釈ガスは希釈
水蒸気、製油所オフガス、蒸発ナフサまたはこれらの混合物が好ましい。
【００３０】 希釈ガスの温度はこの流れを十分にガス状態に維持するのだけの最小温度にな
っている。希釈水蒸気については、希釈ガスが凝縮しないようにするために合流
点で測定した原油供給原料の温度以下の温度で水蒸気を加えることが好ましく、
原油供給原料の注入点の温度より２５℃低い温度で加えることがさらに好ましい
。希釈ガス／供給原料合流点における典型的な希釈水蒸気の温度は１４０℃〜２
６０℃の範囲内であり、１５０℃〜２００℃の範囲がさらに好ましい。
【００３１】 希釈ガスの圧力は特に限定されていないが、十分に注入が可能な圧力が好まし
い。原油に加えられる希釈ガスの典型的な圧力は一般に６〜１５バールの範囲内
である。
【００３２】 希釈ガスはｋｇ原油当たりのｋｇガスの比率が０．５：１までの量を第１段予
熱器内に加えることが望ましく、ｋｇ原油および／または長残留物供給原料当た
りのｋｇガスの比率が０．３：１までの量を加えることが好ましい。
【００３３】 別の方法として、第１段予熱器から出て行くガス液体混合物の出口の手前の任
意の個所で希釈流体１３（液相または液−ガス混合相の流体）の原料を第１段予
熱器内の原油供給原料に加えることができる。希釈液体の例としては他の希釈液
体または希釈ガスと組み合わせた、液体の水またはナフサなどの原油と一緒に容
易に蒸発する液体がある。一般に希釈流体は、原油がまだ液相である個所に注入
点がある場合に好ましく、希釈ガスは原油が部分的に蒸発しているかまたは完全
に蒸発しているかのどちらかである個所に注入点がある場合に好ましい。供給原
料に加えられる水の量が供給原料のモル数基準で１モル％以下であるブロセスが
好ましい。
【００３４】 さらに別の実施形態では、第１段予熱器の管内で原油供給原料の蒸発をさらに
促進するために過熱水蒸気をライン１３で第１段予熱器に加えることができる。
【００３５】 いったん原油供給原料を加熱してガス液体混合物を生成すると、加熱されたガ
ス液体混合物としてライン１４を通して第１段予熱器から直接あるいは間接的に
気液分離槽へ引き抜く。気液分離槽は原油および／または長残留物供給原料の蒸
発していない部分を取り除き、非蒸発部分は引き抜かれて原油および／または長
残留物供給原料の完全に蒸発したガスと分離される。気液分離槽は、サイクロン
分離器、遠心分離器、あるいは重質油処理で一般に使用される分留装置を含め、
どのような分離器でも使用することができる。気液分離槽は側面から入る原料を
受け入れ、蒸気は分離槽頂部から出て行き液体は分離槽底部から出て行くように
構成することができ、あるいは上部から入る原料を受け入れ、生成ガスは分離槽
側面から出て行くように構成することができる。
【００３６】 気液分離槽の運転温度はガス液体混合物の温度を３７５℃から５２０℃の範囲
内、好ましくは４００℃から５００℃の範囲内に維持するのに十分である。気液
の温度は、図５について以下でさらに詳細に説明するように気液分離槽に向かう
ガス液体混合物に加える過熱希釈水蒸気の量を増加させることを含む手段により
、および／または外部熱交換器から加熱炉へ行く供給原料の温度を増加させるこ
とによって調整することができる。
【００３７】 好ましい実施形態において、気液分離槽は同時係属中の「ぬれ壁気液分離槽」
の名称の出願ＴＨ１４９７に説明されている。図２および３について説明すると
、気液分離槽２０が、図２において垂直で一部が断面図で示され、図３において
断面平面図で示されている。気液分離槽２０の入口にあるライン１４内のガス液
体混合物の状態は供給原料１１の性状によって変る。気液分離槽２０の内面を濡
らすために非蒸発液体１５が十分に存在することが好ましい（供給原料の２〜４
０容積％、好ましくは供給原料の２〜５容積％）。濡れた壁の条件は分離槽２０
の表面上のコーク生成が防げない場合のコーク生成速度および付着を減少させる
ために必須である。蒸発の程度（または蒸発できない液１５の容積百分率）は希
釈水蒸気と供給原料の比率およびガス液体混合物１４のフラッシュ温度を調整す
ることによって調節することができる。
【００３８】 本明細書で説明した気液分離槽２０によれば、コーク固形物を形成させて分離
槽２０または下流機器（図示してない）に付着させることのないようにフラッシ
ュする混合物を液相１５および気相１６に分離することが可能になる。その構成
が比較的小型のため、このぬれ壁気液分離槽２０の設計によって典型的な減圧原
油塔のフラッシュ温度より高いフラッシュ温度を実現でき、そのためさらに下流
の処理について供給原料１１の蒸発留分１６をより多く回収するのに効果がある
。これによって付加価値の高い製品２３の製造に使用できる供給原料１１の留分
が増加し、付加価値の低い重質炭化水素液留分１５の留分が減少する。
【００３９】 図２について説明すると、気液分離槽２０は、壁２０ａ、流入するガス液体混
合物１４を受け入れる入口１４ａ、蒸気相１６を振り向ける蒸気出口１６ａ、お
よび液相１５を振り向ける液体出口１５ａを有する容器を備えている。ハブ２５
の外周上に間隔をあけて配置された複数のベーン２５ａを有するハブ２５が入口
１４ａから離してその近くに、好ましくは入口１４ａに最も近い端部の近くに配
置されている。このベーンアセンブリは図４の斜視図にさらに明瞭に示されてい
る。流入するガス液体混合物１４はハブ２５の近端部上ではね返ることによって
分散され、混合物１４の液相１５の一部を気液分離槽２０の壁２０ａに向けて外
側に追いやるベーン２５ａによって特に分散され、これによって壁２０ａを液体
で完全に濡れた状態に維持し、壁２０ａの内側のコーキングを防げない場合その
コーキング速度を減少させる。同様に、ハブ２５の外面は、ハブ２５の表面に接
触している液体１５を壁２０ａの内側に移動できるほどの十分な力は無いのでハ
ブ２５の外面を流下する液層によって完全に濡れた状態に維持される。ハブ２５
の遠端をスカート部２５ｂが囲んでいてハブ２５の外面上を下に移送された液体
をすべて、旋回する蒸気の中に置くことによって壁２０ａの内側に追いやる助け
をしている。気液分離槽２０の上部は入口１４ａとハブ２５の間の個所２０ｂが
充填物で埋められていて、ガス液体混合物１４が気液分離槽２０に入った際に壁
２０ａの内側が濡れるのを助けている。液体１５が下方へ移送されるのに伴って
、液体１５が壁２０ａおよびハブ２５を洗った状態に保ち、表面上のコーク生成
を防止しないとしてもそのコーク生成を減少させる。液体１５は落下を続け、液
体出口１５ａを通って気液分離槽２０から出て行く。集めた液体１５を冷却する
急冷油を供給し下流のコーク生成を低減するために蒸気出口管１６ａの下に１対
の入口ノズル２６が設けられている。蒸気相１６は蒸気出口ダクト１６ａの最も
高い個所１６ｃに入り、出口１６ａでダクトを出て、図１に示すように熱分解炉
の輻射部に入る前にさらに処理するために蒸発器１７に進む。蒸気ダクト１６の
入口１６ｃをスカート部１６ｂが囲み、あらゆる液体１５を外側の分離槽の壁２
０ａに向けてそれるのを助けている。
【００４０】 ベーン２５ａの下のハブ２５延長部の距離は、液滴が移動してハブ２５を半分
以上通り過ぎる以前に捕捉される液滴の寸法推定値に基づいて選ばれる。相当な
量の液体１５がハブ２５上を流れ下り（空気／水モデルについての観測に基づく
）、ハブ２５上の「スカート部」２５ｂの存在によりベーン２５ａの下で液滴が
十分に蒸気相内に導入されることになり、また蒸気１６の連続的な旋回のため液
滴が管出口１６ａへ移動するのに伴ってハブ２５のスカート部２５ｂの下で液滴
の収集が続くことになる。
【００４１】 ハブスカート部２５ｂの大きさは、蒸気１６の流れる面積をベーン２５ａ内で
利用できる面積以下に減らすことなく液体をハブ２５から外側の壁２０ａのでき
るだけ近くへ移動するように決められる。実際問題として、現在のベーン２５ａ
の個所にある面積より約２０％多い流れの面積を設けた。
【００４２】 ハブ２５の底部と蒸気出口管１６ａの最も高い個所１６ｃの間の距離は蒸気出
口管１６ａの直径の４倍になるように決められた。これは空気／水のモデルに合
わせた。この目的は蒸気が極度に高いラジアル速度にならずに出口１６ａへ移動
する区域を設けることにある。
【００４３】 蒸気出口管１６ａの入口１６ｃから蒸気出口管１６ａの水平部分の中心線まで
の距離は配管直径のおよそ３倍になるように選択した。この目的は渦を出口管１
６ａの垂直方向上方位置に維持するための距離を設けることにある−出口管１６
ａを出て行く蒸気１６の水平部の流路に近いことによって渦が乱されない。蒸気
出口管１６ａ上の表面移動防止リング１６ｂの位置と寸法はある程度任意に決め
られる。これはへりに近いがへりよりは下の位置に置かれ、外側の壁２０ａとリ
ング１６ｂの間をコークが落下する空間をとるため比較的小さいものにする。
【００４４】 分離槽２０の出口管１６ａより下の詳細構造はこの分離槽の境界の外という関
係で描いた。入口１６ｃの上部で液体を出口管１６ａへ向けて噴射させるような
ことが無い限り分離効率への影響はないはずである。
【００４５】 コーキングが関係するおもな区域としては蒸気が再循環する部分、または金属
が液体で十分に洗われていない部分が含まれる。上側頭部内部の区域２０ｂは再
循環が予想される領域を近似した材料で形をとるかあるいは埋めることができる
。ハブ２５の内側は別のトラブルを起こす可能性がある個所である。もしコーク
が成長し入口１６ｃの上に落下して蒸気出口管１６ａに入ると、流れが著しく妨
げられる可能性がある（たとえば、逆止弁が閉止する）。このため、ロッドまた
はパイプキャップのかごまたは遮蔽格子２５ｃを使用することができる。これは
コークの成長を防止しないが、大部分のコークをその場所に保持しその結果大き
な塊が落下する可能性がない。ベーンスカートの下側および蒸気出口管１６ａの
スカート部１６ｂの下側の各区域もまた液体で「洗われず」、この区域内でコー
クが成長する可能性がある。
【００４６】 第１段予熱器１２からのガス液体混合物として気液分離槽２０に供給された原
油および／または長残留物の供給原料１１のガス状蒸発部分１６は続いて蒸発器
ミキサ１７を通して供給され、そこで蒸気は過熱水蒸気１８と混合してさらに高
い温度に加熱される。この蒸気は、蒸気中の炭化水素分圧を下げることによって
この流れを確実にガス状態に維持するために過熱水蒸気と混合することが望まし
い。気液分離槽を出て行く蒸気は飽和しているので、過熱水蒸気を添加すること
により蒸気中のコーキングする留分が、気液分離槽と第２段予熱器を連結する非
加熱の炉外配管の内面上に凝縮する可能性が最小になる。過熱水蒸気の供給源は
第１段予熱器と第２段予熱器の間で熱分解炉対流部内へ供給される水蒸気１８で
ある。輻射部からの排ガスは、水蒸気の温度を過熱状態に増加させる熱源として
作用することが好ましい。
【００４７】 適切な過熱水蒸気温度上限は特に限定されないが、蒸気の露点以上に過熱する
手段を十分に提供できる温度にすべきである。一般に、過熱水蒸気は約４５０℃
〜６００℃の範囲にある温度で蒸発器ミキサ１７に導入される。
【００４８】 蒸発器ミキサ１７はさらに保守整備を容易にするため熱分解炉の外部に配置す
ることが好ましい。従来の混合ノズルはどれでも使用できるが、混合ノズルの内
面周辺で起きる可能性があるコーキングをさらに最小にするために米国特許出願
第４４９８６２９号に開示されているような混合ノズルを使用することが好まし
い。この米国特許出願第４４９８６２９号に開示されているような好ましい混合
ノズルは、第１の管状部品とこの第１の管状部品を囲って環状空間を形成する第
２の管状部品を備えている。第１の管状部品と第２の管状部品は長手方向の軸が
実質的に一致している。過熱水蒸気は、第２段予熱器へ入る手前で取り出したガ
スと一緒にすることが好ましい。したがって、蒸発した原油および／または長残
留物または長残留物供給原料を第１の管状部品内に導入する第１の入口手段が設
けられ、過熱水蒸気を環状空間内に導入する第２の入口手段が設けられる。第１
の管状部品と第２の管状部品にはそれぞれ、蒸気供給の芯の周りの環形として過
熱水蒸気を供給する開口端が設けられ、この開口端は長手方向軸におおむね垂直
な平面に配置される開口部で終端している。この装置は一端に、第２の管状部品
の開口端に連結され、これら管状部品の長手方向軸と実質的に一致する長手方向
軸を設け、第２の管状部品から遠ざかる方向に発散し、最大２０度の頂角を有す
る円錐台形の部品も備えている。過熱水蒸気が原料と接触する場所の後方にわず
かに発散する円錐台形の部品を配置することによって、液滴がこの部品の壁と接
触することを防止し、これによって混合ノズル内のコーク生成の危険を最小にし
ている。
【００４９】 過熱水蒸気とガスの混合物はライン１９を通って蒸発器ミキサ１７を出ていき
、第２段予熱器２１へ供給され、加熱炉輻射部からの排ガスで加熱された管によ
って第２段予熱器内で加熱される。混合された過熱水蒸気（ガス混合物）は第２
段予熱器２１内で、予熱器内で実質的な供給原料の分解や付随するコークの堆積
が起こるような温度近くまであるいはやや低い温度に十分に予熱される。混合供
給原料はその後オレフィン熱分解炉のライン２２を通って輻射部Ｂへ流れ、そこ
でガス状の炭化水素がオレフィン類および付随する副生品に熱分解されてライン
２３を通って加熱炉から出て行く。輻射区間Ｂの典型的な入口温度は４８０℃以
上であり、より好ましくは少なくとも５１０℃の温度、最も好ましくは少なくと
も５３７℃の温度であり、また出口においては長鎖および短鎖分子のオレフィン
類への分解を促進するために温度を少なくとも７３２℃、より好ましくは少なく
とも７６０℃、最も好ましくは７６０℃と８１５℃の間にする。オレフィン熱分
解炉の製品には、エチレン、プロピレン、ブタジエン、ベンゼン、水素およびメ
タン、およびその他付随するオレフィン、パラフィンおよび芳香族の各製品が含
まれるが、これらに限定されるものではない。エチレンは一般に最も多くを占め
る製品であり一般に、重量基準で蒸発した供給原料の１５から３０重量パーセン
トを占める。
【００５０】 任意の実施形態では、ガス液体混合物の温度を望み通りにさらに上げ、これに
よって原油および／または長残留物供給原料から回収する蒸気の留分および重量
百分率を増加させる目的で、図１に示すように過熱水蒸気を希釈水蒸気の代わり
にライン１３を通して対流部内の第１段予熱器１２に加えることができ、あるい
は図５に示すように第１段予熱器の出口と気液分離槽の間に加えることができる
。
【００５１】 第１段予熱器内のガス液体混合物中の蒸発成分の割合は、フラッシュ温度、任
意選択の希釈水蒸気添加量、および第１段予熱器１２内の原油および／または長
残留物供給原料に加える任意選択の過熱水蒸気の量と温度を調節することによっ
て調整することができる。原油および／または長残留物供給原料から回収する蒸
気の量は、コーキングを最小にするために前に述べたガス−液比率を超える量、
すなわち、９８／２より大きくてはいけない。
【００５２】 本発明のプロセスは、第１段予熱器内および気液分離槽内の加熱面をたえず濡
らしておくことにより、気液分離槽２０、蒸発器ミキサ１７、および第２段予熱
器２１の各内部のコーク生成を抑制することができる。本発明のプロセスは第１
段予熱器温度が３５０℃以下で他の方法では得られない原油および／または長残
留物留分の高回収を実現しており、同時にコークの生成を抑制している。
【００５３】 熱分解炉は、特に管式水蒸気分解炉を含め、低分子量オレフィン類製造のため
に操業される従来のどのようなタイプのオレフィン熱分解炉でもよい。熱分解炉
対流区間内の各管は平行な一群の管として配置することができ、さもなければ各
管は対流区間全体で単一経路になる供給原料用に配置することができる。入口に
おいて、供給原料は、いくつかの単一経路の管に分割するか、あるいは第１段予
熱器の入口から出口へ、さらに好ましくは対流区間全体にわたって中を通ってす
べての供給原料が流れる１つの単一経路の管へ供給することができる。第１段予
熱器は、熱分解炉の対流区間に配置された単一経路の一群の管で構成することが
好ましい。この好ましい実施形態においては、対流区間は、原油および／または
長残留物供給原料が流れる複数の群を有する単一経路の管を備えている。各群内
では、管は１つの列内でコイル状またはつづら折れ形に配置することができ、ま
た各群は数列の管を有することができる。
【００５４】 第１段予熱器の管内およびさらに下流の管内および気液分離槽内部のコーキン
グをさらに最小にするために、原油および／または長残留物供給原料の流れの線
速度は、管内のコーキング留分の蒸発ガスの滞留時間を低減するように選択する
ことが好ましい。適当な線速度にすることによって液体で薄く均一に濡れた管表
面の形成も促進される。第１段予熱器の管を通る原油および／または長残留物供
給原料の線速度が高いとコーキング速度が低減されるが、一方、特定の供給原料
に対しては最適な線速度の範囲が存在し、これを超えると供給原料をポンプで圧
送するのに余分なエネルギが必要になるという点および最適な速度範囲より高い
速度の供給原料を受け入れる管の寸法設計上の条件の点からコーク低減の利益率
が減少し始める。一般に、好ましくは１．１〜２．２ｍ／秒の範囲、さらに好ま
しくは１．７〜２．１ｍ／秒の範囲、最も好ましくは１．９〜２．１ｍ／秒の範
囲にある、対流部内の第１段予熱器の管を通る原油および／または長残留物の線
速度は、加熱炉内の管の費用とエネルギ必要量に対するコーキング現象低減の割
合という点で最適の結果をもたらす。
【００５５】 １．１〜２．２ｍ／秒の範囲内の線速度で原油および／または長残留物供給原
料を供給する１つの手段は任意の従来ポンプ機構を用いるものである。本発明の
好ましい実施形態では、第１段予熱器内に入る手前、または第１段予熱器内の任
意の望ましい個所で少量の液体の水を原油供給原料中に注入することによって原
油および／または長残留物供給原料の線速度が高められる。液体の水は原油およ
び／または長残留物供給原料中で蒸発し、管を通る供給原料の速度が増加する。
この効果を実現するために必要な水の量は、第１段予熱器を通る供給原料のモル
数基準で１モル％以下のようなほんの少量でよい。
【００５６】 多数の商用オレフィン熱分解炉では、輻射部の管が、３〜５週間ごとにこれら
の管についてコーク除去操作を行うことを正当化とするだけの十分なコークを蓄
積する。本発明のプロセスは、他の方法による加熱炉が輻射部の管のコーク除去
処理を行うために運転停止しなければならない頻度と比べてこれより多くコーク
除去操作のために加熱炉を運転停止する必要も無いオレフィン加熱炉における原
油および／または長残留物供給原料の予熱、分解方法を提供する。本発明のプロ
セスによって対流部の運転期間は少なくとも輻射部の運転期間ほどの長さになる
。
【００５７】 本発明の別の実施形態において、対流部の管は定期計画ベースの必要に応じた
頻度でコーク除去が行われ、どんな場合でも輻射部のコーク除去頻度以上にはな
らない。対流部のコーク除去は輻射部のコーク除去計画より運転期間が少なくと
も５倍長くなる頻度で行われることが好ましく、少なくとも６倍から９倍長くな
る頻度がさらに好ましい。管のコーク除去操作は水蒸気と空気を流して行うこと
ができる。
【００５８】 本発明のさらに別の実施形態では、混合ノズルを経由して過熱水蒸気の流れが
第１段予熱器の管および／または第１段予熱器対流部の出口個所と気液分離槽の
間に加えられる。したがって、過熱水蒸気の流れが、好ましくは第１段予熱器と
第２段予熱器の間で対流部に入り、これによって水蒸気の流れを約４５０℃〜６
００℃の範囲内の温度に過熱するような実施形態が実現される。図５および６に
示すように、過熱蒸気源は、気液分離槽６へ行く過熱水蒸気の流れと管群２、３
および４で構成される第１段予熱器の出口と気液分離槽６の間に配置される混合
ノズル５へ行く過熱水蒸気の流れを供給するスプリッタによって分割することが
できる。
【００５９】 本発明のさらに別の実施形態では、図６に示すように加熱炉対流部の第１予熱
器部分内の熱交換器２と３の間、または他の任意の熱交換器間で供給原料をスプ
リッタ１ａによって任意選択で分割することができる。このようなスプリッタは
、供給原料が重量百分率の高いピッチを含み、その流動性を調節するために供給
原料を熱交換器１内で高温に加熱する場合に大変役立つと考えられ、これによっ
て対流区間の第１予熱器部分内の第１の熱交換器を通るすべての供給原料を処理
する必要性が事前に除去される。
【００６０】 次の予測例は本発明の１つの実施形態を示すものであり、発明の範囲を限定す
るものではない。この例はモデル化したプログラムＳｉｍｕｌａｔｅｄ Ｓｃｉ
ｅｎｃｅｓ ＰｒｏＶｉｓｉｏｎ Ｖｅｒｓｉｏｎ ５．１から導かれたもので
ある。この実施形態を例示するために図５を参照する。各ケースにおいて、対流
区間を出て行く蒸気液体混合物の温度は３７５℃を超えている。各例で説明する
圧力／温度条件のもとでは、重質天然ガス液のようなより軽質な原料は分解する
留分を蒸発させ、以下に説明する条件下で、供給原料を処理する加熱炉のコーク
生成速度よりもずっと早い速度で対流部のコーク生成を引き起こす。
【００６１】 予測例１ 下記の一覧に記載した性質を有する原油供給を供給原料として使用する。
【表１】
【００６２】 ＡＰＩ比重が３７．０８、平均分子量が２１１．５の原油供給原料を、温度２
７℃、流量３８５００ｋｇ／ｈｒで外部熱交換器１に供給して第１群の対流部加
熱管２に入る手前で圧力１５バールにおいて原油を８３℃の温度に加温する。こ
の個所では全量がまだ液体である原油供給原料は、８列の管を有し各列が間隔を
とってつづら折り状に配置された単一経路の第１群の管２の中を通り、温度３２
４℃に加熱されて１１バールの圧力で液体として出て行く。この段階で液体の重
量分率は０．８４５であり、量３２５００ｋｇ／ｈｒで流れている。液体の密度
は６１２ｋｇ／ｍ３であり平均分子量は２４７．４である。蒸気相の流量は５９
５０ｋｇ／ｈｒであり、その平均分子量は１１７．９で密度は３１ｋｇ／ｍ３で
ある。
【００６３】 この蒸気液体混合物は、第１群の管２を出て第１群の管と同一の第２群の管３
に供給され、そこで蒸気液体混合物はさらに温度３７０℃に加熱され、９バール
の圧力で出て行く。この第２群の管を出て行く液体の重量分率は０．６０８であ
る。この液体の密度は６１９ｋｇ／ｍ３、平均分子量は３１２．７であり、流量
は２３４００ｋｇ／ｈｒである。蒸気相の流量は１５１００ｋｇ／ｈｒであり、
その平均分子量は１４１．０、密度は２７．４ｋｇ／ｍ３である。
【００６４】 蒸気液体混合物はその後第１群および第２群の管と同一の第３群の管４に供給
され、そこで蒸気液体混合物はさらに温度３８８℃に加熱され、温度３８８℃、
約７バールの圧力で第３群の管と対流区間を出て行く。第３群の管４において、
流量１３５９ｋｇ／ｈｒの希釈水蒸気（流れ３．５）が１０バール、１８２℃で
第３群の管４に供給される。第３群の管４を出て行く液体の重量分率はこの時点
で０．３６２に低下している。第３群の管の出口における液相の平均分子量は４
１９．４に増加し、密度は６６７ｋｇ／ｍ３で流量は１４４００ｋｇ／ｈｒであ
る。蒸気相の流量は２５４００ｋｇ／ｈｒであり、その平均分子量は約１１４．
０、密度は１４．５ｋｇ／ｍ３である。
【００６５】 蒸気液体混合物はエチレン加熱炉対流部の第３群の管４を出て混合ノズル５へ
流れて行く。圧力９バールで５９４℃に過熱した水蒸気約１７６００ｋｇ／ｈｒ
の流れ５ａを混合ノズル５を通して、対流区間を出て行く蒸気液体混合物内に注
入する。得られた蒸気液体混合物は流量５７５００ｋｇ／ｈｒ、温度４２７℃、
圧力６バールで気液分離槽６へ流れていく。液相の平均分子量はこの時点でさら
に６９６．０に増加している。過熱水蒸気を添加したため液体の重量分率はこの
時点で０．０７０になっている。
【００６６】 蒸気液体混合物は気液分離槽６内で分離される。分離された液体は分離槽の底
部を通って出て行く。分離された蒸気７は気液分離槽の頂部からまたは側面引抜
きを通って、流量５３５００ｋｇ／ｈｒ、温度約４２７℃、圧力６バールで出て
行く。蒸気流の平均分子量は約４３．５で、その密度は４．９ｋｇ／ｍ３である
。気液分離槽を出て行く底部液流はピッチとみなされそれ相応に処理することが
できる。ピッチ流の流量は約４０２５ｋｇ／ｈｒであり、温度約４２７℃、圧力
６バールで出て行く。この液体の密度は７５０ｋｇ／ｍ３で平均分子量は６９６
である。
【００６７】 蒸気流７を一群の管８内で加熱した水蒸気８ａと一緒にする。ライン８ａを通
る水蒸気の流量は約１３６０ｋｇ／ｈｒであり、圧力９バールで温度５９３℃に
過熱している。これは混合ノズル９を通って流れ、そこで蒸気流７と一緒になり
流量５４８００ｋｇ／ｈｒ、温度４３０℃、圧力約６バールで対流区間第２段予
熱器９ｂへ流れる蒸気流９ａを生成し、第２段予熱器においてさらに加熱して輻
射区間（図示してない）へ送る。蒸気流９ａの平均分子量は４２．０で、密度は
４．６ｋｇ／ｍ３である。
【００６８】 この蒸気流はこの後、蒸気を分解するためにエチレン加熱炉の対流区間に戻っ
て輻射区間に流入する。
【００６９】 予測例２ 原油常圧蒸留塔の塔底流として作り出され、下記の一覧に記載した性質を有す
る、原油から得られる長残留物水蒸気を供給原料として使用する。
【表２】
【００７０】 ＡＰＩ比重が２５．８５、平均分子量が４２２．２の長残留物供給原料を、温
度３８℃、流量４３０００ｋｇ／ｈｒで外部熱交換器（単数または複数）１に供
給して第１群の対流部加熱管２に入る手前で圧力１８バールにおいて１６９℃の
温度に加温する。この個所では全量がまだ液体である長残留物供給原料は、８列
の管を有し各列が間隔をとってつづら折り状に配置された単一経路の第１群の管
２の中を通り、温度３４７℃に加熱されて液体として１３バールの圧力で出て行
く。
【００７１】 長残留物は、第１群の管２を出る際の密度が７１０ｋｇ／ｍ３であり、第１群
の管と同一の第２群の管３に供給されてさらに温度３９４℃に加熱され、１０バ
ールの圧力で出て行く。蒸発はまったく起こらず、流れ全体が流量４３０００ｋ
ｇ／ｈｒ、密度が６７０ｋｇ／ｍ３の液体として出て行く。
【００７２】 長残留物はその後第１群および第２群の管と同一の第３群の管４に供給され、
そこで長残留物はさらに温度４１０℃に加熱され、温度４１０℃、約７バールの
圧力で第３群の管と対流区間を出て行く。第３群の管４において、流量１３６０
ｋｇ／ｈｒの希釈水蒸気（流れ３．５）が１０バール、１８２℃で第３群の管４
に供給される。これは液体の重量分率が０．８３０の蒸気液体混合物として第３
群の管４を出て行く。第３群の管の出口における液相の平均分子量は４４０．５
であり、密度は６６５ｋｇ／ｍ３で流量は３６８５０ｋｇ／ｈｒである。蒸気相
の流量は７５４０ｋｇ／ｈｒであり、その平均分子量は約８０．５、密度は９．
６ｋｇ／ｍ３である。
【００７３】 蒸気液体混合物はエチレン加熱炉対流部の第３群の管４を出て混合ノズル５へ
流れて行く。圧力９バールで５８９℃に過熱した水蒸気約１７９３５ｋｇ／ｈｒ
の流れ５ａを混合ノズル５を通して、対流区間を出て行く蒸気液体混合物内に注
入する。得られた蒸気液体混合物は流量６２３３０ｋｇ／ｈｒ、温度４２７℃、
圧力６バールで気液分離槽６へ流れていく。液相の平均分子量はこの時点でさら
に５９９．０に増加している。過熱水蒸気を添加したため液体の重量分率はこの
時点で０．２０８になっている。
【００７４】 蒸気液体混合物は気液分離槽６内で分離される。分離された液体は分離槽の底
部を通って出て行く。分離された蒸気７は気液分離槽の頂部からまたは側面引抜
きを通って、流量４９４００ｋｇ／ｈｒ、温度約４２７℃、圧力６バールで出て
行く。蒸気流の平均分子量は約４２．９で、その密度は４．８４ｋｇ／ｍ３であ
る。気液分離槽を出て行く底部液流はピッチとみなされそれ相応に処理すること
ができる。ピッチ流の流量は約１３０００ｋｇ／ｈｒであり、温度約４２７℃、
圧力６バールで出て行く。この液体の密度は７２２ｋｇ／ｍ３で平均分子量は５
９９である。
【００７５】 蒸気流７を一群の管８内で加熱した水蒸気８ａと一緒にする。ライン８ａを通
る水蒸気の流量は約１３６０ｋｇ／ｈｒであり、圧力９バールで温度５８９℃に
過熱している。これは混合ノズル９を通って流れ、そこで蒸気流７と一緒になり
流量５０７３０ｋｇ／ｈｒ、温度約４３０℃、圧力約６バールで対流区間第２段
予熱器９ｂへ流れる蒸気流９ａを生成し、第２段予熱器においてさらに加熱して
輻射区間（図示してない）へ送る。蒸気流９ａの平均分子量は４１．３で、密度
は４．５ｋｇ／ｍ３である。
【００７６】 この蒸気流はこの後、蒸気を分解するためにエチレン加熱炉の対流区間に戻っ
て輻射区間に流入する。
【図面の簡単な説明】
【図１】 熱分解炉の概略プロセス流れ図である。
【図２】 気液分離槽の立面図である。
【図３】 図２の平面図である。
【図４】 図２の気液分離槽のベーンアッセンブリの斜視図である。
【図５】 熱分解炉の概略プロセス流れ図である。
【図６】 熱分解炉の概略プロセス流れ図である。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国 ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＣＹ， ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，Ｉ Ｔ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ，ＴＲ)，ＯＡ(ＢＦ ，ＢＪ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＧＷ， ＭＬ，ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＧＨ，Ｇ Ｍ，ＫＥ，ＬＳ，ＭＷ，ＭＺ，ＳＤ，ＳＬ，ＳＺ，ＴＺ ，ＵＧ，ＺＷ)，ＥＡ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ， ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ，ＴＭ)，ＡＥ，ＡＧ，ＡＬ，ＡＭ， ＡＴ，ＡＵ，ＡＺ，ＢＡ，ＢＢ，ＢＧ，ＢＲ，ＢＹ，Ｂ Ｚ，ＣＡ，ＣＨ，ＣＮ，ＣＲ，ＣＵ，ＣＺ，ＤＥ，ＤＫ ，ＤＭ，ＤＺ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＤ，ＧＥ， ＧＨ，ＧＭ，ＨＲ，ＨＵ，ＩＤ，ＩＬ，ＩＮ，ＩＳ，Ｊ Ｐ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ，ＫＲ，ＫＺ，ＬＣ，ＬＫ，ＬＲ ，ＬＳ，ＬＴ，ＬＵ，ＬＶ，ＭＡ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＫ， ＭＮ，ＭＷ，ＭＸ，ＭＺ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＰＴ，Ｒ Ｏ，ＲＵ，ＳＤ，ＳＥ，ＳＧ，ＳＩ，ＳＫ，ＳＬ，ＴＪ ，ＴＭ，ＴＲ，ＴＴ，ＴＺ，ＵＡ，ＵＧ，ＵＺ，ＶＮ， ＹＵ，ＺＡ，ＺＷ (72)発明者 ンガン，ダニー・ユク−クワン アメリカ合衆国、テキサス・77024、ヒユ ーストン、スリー・コーナーズ・539 Ｆターム(参考） 4H029 AA11 AA16 AB03 AE23

Claims (9)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 原油および／またはピッチを含む原油留分の供給原料を加熱
    炉の対流区間内に設けられた第１段予熱器に供給すること、前記供給原料を前記
    第１段予熱器内で少なくとも３７５℃の出口温度に加熱して加熱ガス液体混合物
    を生成すること、前記加熱ガス液体混合物を前記第１段予熱器から気液分離槽へ
    引き抜くこと、前記気液分離槽でガスと液体を分離してガスを取り出すこと、お
    よび、取り出したガスを対流区間に設けられた第２段予熱器に供給すること、さ
    らにこのガスの温度を気液分離槽出口のガス温度以上に加熱すること、予熱され
    たガスを熱分解炉内の輻射区間内に導入すること、および、このガスをオレフィ
    ン類および付随する副生品に熱分解することを含む、原油および／またはピッチ
    を含む原油留分の供給原料をオレフィン熱分解炉内で熱分解する方法。
  2. 【請求項２】 それぞれ米国材料試験協会試験法（ＡＳＴＭ）Ｄ−２８８７
    に従って測定して、供給原料の８５重量パーセント以下が３５０℃で蒸発し、原
    油供給原料の９０重量パーセント以下が４００℃で蒸発する請求項１に記載の方
    法。
  3. 【請求項３】 前記供給原料が１１から１８バールの範囲にある圧力と１４
    ０℃〜３００℃の範囲にある温度で前記第１段予熱器に供給される請求項１また
    は２に記載の方法。
  4. 【請求項４】 前記第１段予熱器内の前記供給原料が少なくとも４００℃の
    出口温度に加熱される請求項１から３のいずれか一項に記載の方法。
  5. 【請求項５】 ガス−液比率が６０／４０から９８／２の範囲にある請求項
    １から４のいずれか一項に記載の方法。
  6. 【請求項６】 希釈ガスが前記第１段予熱器の中の供給原料に加えられる請
    求項１から５のいずれか一項に記載の方法。
  7. 【請求項７】 前記第２段予熱器へ入る手前で過熱水蒸気が前記取り出した
    ガスと一緒になる請求項１から６のいずれか一項に記載の方法。
  8. 【請求項８】 オレフィン類がエチレンを重量基準で蒸発した供給原料の１
    ５から３０重量パーセントの範囲の量含む請求項１から７のいずれか一項に記載
    の方法。
  9. 【請求項９】 流体が液相または液−ガス混合相である希釈流体が前記第１
    段予熱器に加えられる請求項１から８のいずれか一項に記載の方法。
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