JP5229986B2 - 重質炭化水素原料の水蒸気分解方法 - Google Patents

Description

本発明は、相対的に非揮発性の炭化水素と他の汚染物質とを含む炭化水素の分解に関する。

熱分解とも称される水蒸気分解は、種々の炭化水素原料を、オレフィン（好ましくはエチレン、プロピレン及びブテンのような軽質オレフィン）に分解するために長年に亘って用いられてきた。従来の水蒸気分解は、二つの主要な区画、即ち対流区画及び輻射区画を有する熱分解炉を用いる。炭化水素原料は、通常は液体として炉の対流区画に流入し（蒸気として流入する軽質原料を除く）、その対流区画において、通常は輻射区画からの高温の排ガスとの間接接触及び水蒸気との直接接触によって加熱されて蒸気化される。蒸気化された原料と水蒸気との混合物は、次いで輻射区画に導入され、そこで分解がなされる。オレフィンを含んで結果的に得られる生成物は熱分解炉から流出して、更に下流側のクエンチングを含む処理を受ける。

熱分解は、大型分子の熱的分解が生じるに充分な原料の加熱を含んでいる。しかし、熱分解処理は、結合してタールとして知られる高分子量材料を形成する傾向がある分子を生成する。タールは、高沸点であり、粘性で、反応性に富む材料であり、特定の条件の下では機器を汚染するおそれがある。一般的に、高沸点材料を含有する原料は大量のタールを生成する傾向がある。

熱分解流出物の水蒸気分解炉流出後のタールの形成は、熱分解装置から流出する流出物の温度を、タール形成反応が大きく減速されるレベルの温度にまで急速に低下させることによって最少化することができる。この冷却は、少なくとも一つの段階において且つ少なくとも一つの方法を用いて実行することができ、これがクエンチングと称される。

従来の水蒸気分解システムは、ガスオイル及びナフサのような軽質の揮発性炭化水素の留分を多く含む高品質原料の分解に効果的であった。しかしながら、水蒸気分解の経済性は、例えば非限定的な例として原油及び常圧残留油のような低コストの重質原料の分解に有利なこともある。原油及び常圧残留油は、多くの場合、１１００°Ｆ（５９０℃）を越える沸点を有する高分子量の非揮発性成分を含有している。これらの原料の非揮発性成分は、従来の熱分解炉では対流区画にコークとして堆積している。より軽質の成分が完全に蒸気化された点より下流側の対流区画では、ごく僅かな量の非揮発性成分しか許容することができない。

殆どの商用のナフサ及びガスオイルの分解装置においては、分解炉からの流出物の冷却は、標準的には、移送ラインの熱交換器、一次精留装置、及び水クエンチ塔又は間接コンデンサーのシステムを用いて行われる。移送ラインの熱交換器内で生成される水蒸気は、エチレン製造装置の他の場所で用いられる大型コンプレッサーに動力供給する大型蒸気タービンの駆動用として使用することができる。蒸気タービンにおいて高いエネルギー効率と動力の発生量を得るためには、移送ラインの熱交換器内で生成される水蒸気を過熱する必要がある。

従来型の水蒸気分解炉（例えばナフサ原料分解用）において、移送ラインの熱交換器を対応する高圧水蒸気過熱器と統合する方式が、ＡＩＣｈＥの１９８８年春季国内会議（１９８８ ＡＩＣｈＥ Ｓｐｒｉｎｇ Ｎａｔｉｏｎａｌ Ｍｅｅｔｉｎｇ）に提出されたＭ．Ｗ．ケロッグ社（Ｍ．Ｗ．Ｋｅｌｌｏｇｇ Ｃｏｍｐａｎｙ）のＴ．Ａ．Ｗｅｌｌｓの論文“専用炉の設計：水蒸気改質装置及び水蒸気分解装置（Ｓｐｅｃｉａｌｔｙ Ｆｕｒｎａｃｅ Ｄｅｓｉｇｎ：Ｓｔｅａｍ Ｒｅｆｏｒｍｅｒｓ ａｎｄ Ｓｔｅａｍ Ｃｒａｃｋｅｒｓ）”の図７に示されている。

灯油及びガスオイルなどのより重質の原料を分解すると、大量のタールが生成され、これが、炉の輻射区画における急速なコーキングと、より軽質の液体原料の分解用途に好ましい移送ラインの熱交換器内の汚染とをもたらす。

更に、或るナフサは、輸送中に、非揮発性の成分を含有する重質原油によって汚染される。従来の熱分解炉は、残留油、原油、或いは非揮発性成分で汚染された多くの残留油又は原油汚染のガスオイルもしくはナフサを処理する柔軟性を有していない。

コーキング問題に対処するため、米国特許第３，６１７，４９３号（参照によって本明細書に含まれる）は、原油原料用の外部の蒸気化ドラムを使用すること、及び、ナフサを蒸気として取り出す第１フラッシングと、４５０°Ｆと１１００°Ｆとの間（２３０℃と５９０℃との間）の沸点を有する蒸気を取り出す第２フラッシングとを使用することを開示している。蒸気は熱分解炉の中でオレフィンに分解され、２つのフラッシュタンクから分離される液体は取り出され、水蒸気でストリッピングされ、燃料として用いられる。

米国特許第３，７１８，７０９号（参照によって本明細書に含まれる）は、コークの堆積を最少化する方法を開示している。この特許は、重質原料を熱分解炉の内部又は外部で予備加熱して、過熱蒸気で重質原料の約５０％を蒸気化し、残留する分離液体を取り出す方法を説明している。殆ど軽質の揮発性炭化水素を含む蒸気化された炭化水素を分解処理する。

米国特許第５，１９０，６３４号（参照によって本明細書に含まれる）は、対流区画において少量の限界量の水素の存在の下で原料を予備加熱することによって、炉内におけるコークの形成を抑制する方法を開示している。対流区画に水素が存在することによって、炭化水素の重合反応が抑制され、それによってコークの形成が抑制される。

米国特許第５，５８０，４４３号（参照によって本明細書に含まれる）は、原料を最初に予備加熱し、続いて熱分解炉の対流区画内の予備加熱器から抜き出す方法を開示している。次に、予備加熱されたこの原料を、所定量の水蒸気（希釈水蒸気）と混合し、続いて気液分離器に導入して気液分離し、非揮発性物質の所要比率分を液体として分離器から取り出す。気液分離器からの分離蒸気は加熱及び分解のために熱分解炉に還流される。

重質の液体炭化水素留分を、熱分解炉において処理可能なより軽質の留分から分離するためにフラッシングを用いる場合には、殆どの非揮発性成分が液相に留まるように、分離を効果的になすことが重要である。さもなければ、蒸気中のコークを形成する重質の非揮発性成分が炉に搬送されて、コーキング問題を惹起する。

フラッシュから流出する蒸気対液体比を制御することは、フラッシュに流入するストリームの温度を含む多くの変数が関係するので、困難であることが判明している。フラッシュに流入するストリームの温度は、炉の負荷の変化に伴って変化する。炉が全負荷になると温度は高くなり、炉が部分負荷の時は低下する。フラッシュに流入するストリームの温度は、また、原料を加熱する炉内の排ガスの温度によっても変化する。次に排ガスの温度は、炉内に発生したコーキングの程度によって変化する。炉が清浄であるか或いはコーキングが非常に軽微であれば、排ガス温度は、炉が大量にコーキングされた場合よりも低くなる。排ガス温度は、また、炉のバーナに対して実施される燃焼制御の関数でもある。排ガス中の過剰酸素が低レベルの状態で炉が運転される時は、対流区画の中央から上部ゾーンにかけての排ガス温度は、排ガス中の過剰酸素のレベルが高い状態で炉が運転される時よりも低くなるであろう。

２００２年７月３日出願の係属中の米国特許出願番号第１０／１８８，４６１号、（参照により本明細書に含まれる）は、重質の炭化水素原料に含まれる揮発性炭化水素の分解を最適化してコーキング問題を低減し、且つ回避するように、有利に制御される方法を説明している。この特許出願は、フラッシュに流入するストリームの温度を相対的に一定温度に維持することによって、フラッシュから流出する蒸気対液体比を相対的に一定に維持する方法を提供する。更に詳しく言えば、フラッシュストリームの温度を、フラッシング前の重質炭化水素原料と混合する流体ストリームの量を自動調節することによって一定に維持するのである。この流体は水とすることができる。

対流区画の予備加熱の第１段におけるコークの堆積（並びに輻射区画及びクエンチ装置における過剰コーキング）を避けるために、通常は、混合され且つ部分的に蒸気化された原料及び希釈水蒸気のストリームを、原料が完全に蒸気化される前、及び対流区画の管に過大な膜温度が生じる前に対流区画から引き抜く。原料によって約９５０°Ｆ（５１０℃）より上〜約１１５０°Ｆ（６２０℃）を越えるような過大な膜温度は、重質炭化水素原料ストリームの高沸点留分から過剰なコークの形成をもたらすものと理論づけられている。

本発明は、重質の炭化水素原料にも拘らず、より効率的なクエンチ操作を可能にするために、移送ラインの熱交換器を米国特許出願番号第１０／１８８，４６１号の発明と関連させて用いる方法を提供する。本発明は、更に、移送ラインの熱交換器において生成される水蒸気を過熱することによる最適化であって、その過熱が、炉の対流区画におけるコーキングを低減するためにフラッシュ上流側の膜温度を制御するようになされる方法を与える。

本発明は、重質の炭化水素原料を分解する方法であって、重質の炭化水素原料を加熱する段階と、この重質炭化水素原料を流体と混合して混合物のストリームを形成する段階と、この混合物のストリームをフラッシング(flashing)して蒸気相及び液相を形成する段階と、液相を取り出す段階と、蒸気相を熱分解炉の輻射区画において分解してオレフィンを含む流出物を生成する段階と、この流出物を移送ラインの熱交換器を用いてクエンチング(quenching)する段階とを含む方法を提供する。この方法においては、重質炭化水素原料と混合する流体の量を、この方法の少なくとも一つの選択された操作パラメータに従って変化させる。この流体は、炭化水素又は水、好ましくは水とすることができる。

本発明の方法において制御する操作パラメータの幾つかの例は、混合物のストリームをフラッシングする前の混合物ストリームの温度、フラッシュ圧力、フラッシュ温度、混合物ストリームの流量、及び／又は炉の排ガスの過剰酸素であるが、これらに限定されるものではない。

本発明に用いる重質炭化水素原料は、水蒸気分解したガスオイル及び残留油、ガスオイル、暖房油、ジェット燃料、ディーゼル燃料、灯油、ガソリン、コーカーナフサ、水蒸気分解ナフサ、接触分解ナフサ、水素化分解油、改質油、ラフィネート改質油、フィッシャー−トロプシュ液体、フィッシャー−トロプシュガス、天然ガソリン、留出油、バージンナフサ、原油、常圧パイプスチルボトム油、ボトム油を含む減圧パイプスチルのストリーム、ナフサからガスオイルまで広範囲沸点凝縮油、製油所からの非バージン重質炭化水素ストリーム、減圧ガスオイル、重質ガスオイル、原油汚染ナフサ、常圧残留油、重質残留油、Ｃ_４／残留油混合物、ナフサ／残留油混合物、ガスオイル／残留油混合物、及び原油の一つ以上を含むことができる。重質炭化水素原料は、少なくとも６００°Ｆ（３１０℃）の最終公称沸点を有することが望ましい。

本発明を適用する場合は、重質の炭化水素原料を、流体と混合する前に、熱分解炉の第１対流区画管群において排ガスと間接接触させて加熱することができる。流体と混合する前の重質炭化水素原料の温度は、３００乃至５００°Ｆ（１５０乃至２６０℃）であることが望ましい。

段階（ｂ）に続いて、混合物ストリームを、フラッシングする前に、熱分解炉の第１対流区画において排ガスと間接接触させて加熱することができる。第１対流区画は、その対流区画の行路間において、流体を添加するように且つ選択的に一次希釈水蒸気を添加するように構成して、重質炭化水素原料を流体と混合する前に加熱し得ると共に、混合物ストリームをフラッシングする前に更に加熱し得るようにすることが好ましい。

第１対流区画管群に流入する排ガスの温度は、通常は約１５００°Ｆ（７５０℃）未満、例えば約１３００°Ｆ（６７０℃）未満、更に例えば約１１５０°Ｆ（５９５℃）未満、好ましくは約１０００°Ｆ（５００℃）未満である。

希釈水蒸気は方法の任意の点において添加することができる。例えば、加熱前後の重質炭化水素原料、混合物ストリーム、及び／又は蒸気相に加えることができる。何れの希釈水蒸気ストリームも酸性(sour)の水蒸気を含むことができる。また、何れの希釈水蒸気ストリームも、炉の対流区画の範囲内の任意の位置に配置される対流区画管群、好ましくは第１又は第２管群において加熱又は過熱することができる。

混合物ストリームは、段階（ｃ）においてフラッシングする前に、約６００乃至約１０００°Ｆ（３１５乃至５４０℃）としておくことがよく、また、フラッシュ圧力は約４０乃至約２００ｐｓｉａとするのがよい。フラッシング後は、混合物ストリームの５０乃至９８％が蒸気相になる可能性がある。蒸気相から微小量の液体を除去するために、遠心分離機のような付加的な分離機を使用することができる。蒸気相は、炉の輻射区画に流入する前に、フラッシュ温度より上の温度、例えば約８００乃至１３００°Ｆ（４２５乃至７０５℃）に加熱するとよい。この加熱は、対流区画の管群、好ましくは炉の輻射区画に最も近い管群において行うことができる。

移送ラインの熱交換器を、高圧の水蒸気を生成するために使用することができる。この水蒸気は、続いて熱分解炉の対流区画の管群において、一般に約１１００°Ｆ（５９０℃）未満の温度、例えば約８５０乃至約９５０°Ｆ（４５５乃至５１０℃）に過熱することが好ましい。この過熱は、排ガスが重質炭化水素原料及び／又は混合物のストリーム加熱に用いられる対流区画の管群に流入する前に、排ガスとの間接接触によってなされる。高圧の水蒸気の温度を制御するために中間の減温器を使用することができる。高圧の水蒸気は６００ｐｓｉｇより上の圧力であることが好ましく、約１５００乃至約２０００ｐｓｉｇの圧力を有するようにするとよい。高圧水蒸気過熱器の管群は、第１対流区画管群と蒸気相加熱用の管群との間に配置することが好ましい。

代替的な方式として、本方法は、重質の炭化水素原料を加熱する段階と、この重質炭化水素原料を流体と混合して混合物ストリームを形成する段階と、この混合物ストリームをフラッシングして蒸気相及び液相を形成する段階と、液相を取り出す段階と、蒸気相を熱分解炉の輻射区画において分解してオレフィンを含む流出物を生成する段階と、この流出物を移送ラインの熱交換器を用いてクエンチングする段階とを含むことができ、この場合には、移送ラインの熱交換器を高圧の水蒸気を生成するために使用する。この水蒸気は対流区画の管群において過熱されるが、この過熱用の管群は、排ガスが、重質炭化水素原料及び／又は混合物のストリームを含む管群と接触する前に高圧水蒸気を加熱するように配置される。重質炭化水素原料、流体、選択的に導入する水蒸気のストリーム、圧力、及び温度については、全て上述のとおりである。

特に断らない限り、すべての百分率、割合、比等は重量による。また、特に断らない限り、化合物又は構成成分への言及は、化合物又は構成成分それ自体と共に、他の化合物又は構成成分と組み合わせたもの、例えば化合物の混合物をも含む。

更に、量、濃度、或いは他の値又はパラメータを好ましい上位値及び好ましい下位値として列挙して提示する場合は、これは、範囲が個別に開示されているか否かには関係なく、好ましい上位値及び好ましい下位値の任意の組から構成されるすべての範囲を特定的に開示していると理解されたい。

本明細書において用いる非揮発性成分は、ＡＳＴＭ Ｄ−６３５２−９８又はＤ−２８８７によって測定した公称沸点が約１１００°Ｆ（５９０℃）より上の炭化水素原料の留分である。本発明は、約１４００°Ｆ（７６０℃）より上の公称沸点を有する非揮発性物質の場合に特にその能力をよく発揮する。炭化水素原料の沸点分布は、ＡＳＴＭ Ｄ−６３５２−９８又はＤ−２８８７の方法に従ってガスクロマトグラフ蒸留（ＧＣＤ）によって測定され、７００℃（１２９２°Ｆ）より上の沸点の材料には外挿法によって拡張される。非揮発性成分は、多環式の芳香族化合物のような中程度に重質の分子及び／又は反応性の分子であるコーク前駆体を含むことがある。この前駆体物質は、蒸気相から凝縮し、続いて、本発明の方法において出現する操作条件の下でコークを形成する可能性がある。最終公称沸点は、特定サンプルの９９．５重量パーセントがその沸点に達した温度を意味するものとする。

本発明は、重質炭化水素原料を加熱し、水蒸気分解する方法に関する。この方法は、重質の炭化水素原料を加熱する段階と、この重質炭化水素原料を流体と混合して混合物を形成する段階と、この混合物をフラッシングして蒸気相及び液相を形成する段階と、好ましくは、重質炭化水素原料と混合される流体の量を方法の少なくとも一つの選択された操作パラメータに従って変化させる段階と、蒸気相を熱分解炉の輻射区画に供給する段階と、続いて、この反応物を移送ラインの熱交換器を用いてクエンチングする段階とを含む。

重質炭化水素原料は、その大きな部分、例えば約５乃至約５０％が重質の非揮発性成分であるものとすることができる。このような原料は、非限定的な例として、水蒸気分解したガスオイル及び残留油、ガスオイル、暖房油、ジェット燃料、ディーゼル燃料、灯油、ガソリン、コーカーナフサ、水蒸気分解ナフサ、接触分解ナフサ、水素化分解油、改質油、ラフィネート改質油、フィッシャー−トロプシュ液体、フィッシャー−トロプシュガス、天然ガソリン、留出油、バージンナフサ、原油、常圧パイプスチルボトム油、ボトム油を含む減圧パイプスチルのストリーム、ナフサからガスオイルまでの広範囲沸点凝縮油、製油所からの非バージン重質炭化水素ストリーム、減圧ガスオイル、重質ガスオイル、原油汚染ナフサ、常圧残留油、重質残留油、Ｃ_４／残留油混合物、ナフサ／残留油混合物、ガスオイル／残留油混合物、及び原油の一つ以上を含むことができる。

重質炭化水素原料は、少なくとも約６００°Ｆ（３１５℃）の最終公称沸点、一般的には約９５０°Ｆ（５１０℃）より上、典型的には約１１００°Ｆ（５９０℃）より上、例えば約１４００°Ｆ（７６０℃）より上の最終公称沸点を有することができる。経済的に好ましい原料は、一般的に低硫黄のワックス質残留油、常圧残留油、原油汚染ナフサ及び各種の残留油混合物である。

重質炭化水素原料の加熱は、当分野の当業者に知られる任意の形態で実施することができる。しかし、この加熱は、炉１の上部の（輻射区画から最も離れた）対流区画の管群２における、重質炭化水素原料と炉の輻射区画からの高温排ガスとの間接接触を含むことが好ましい。これは、非限定的な例として、重質炭化水素原料を、炉１の対流区画３の範囲内に配置される熱交換管２に通すことによって実現することができる。加熱された重質炭化水素原料は、一般に約３００°Ｆと約５００°Ｆとの間（１５０℃と２６０℃との間）の温度、例えば約３２５乃至約４５０°Ｆ（１６０乃至２３０℃）の温度、更に例えば約３４０乃至約４２５°Ｆ（１７０乃至２２０℃）の温度を有する。

加熱された重質炭化水素原料を流体と混合する。この流体は、炭化水素、水、水蒸気、あるいはこれらの混合物とすることができる。この炭化水素は液体が好ましいが、場合によっては蒸気であってもよい。但し、好ましい流体は水である。流体源は低圧のボイラ給水とすることができる。流体の温度は、加熱された原料の温度未満、同温度、或るいはそれより上の温度とすることができる。

加熱された重質炭化水素原料と流体との混合は、熱分解炉１の内部又は外部でなすことができるが、炉の外部でなす方が望ましい。混合は、当分野で知られる任意の混合装置を用いて実施することができる。例えば、複式の多孔分散管組立体９の第１の多孔分散管４を混合用として用いることが可能である。第１の多孔分散管４は、加熱された重質炭化水素原料に流体を導入する際の、流体の突然の気化によって生じるハンマリング現象を回避するか低減することができる。

本発明は方法の異なる部分において選択的に水蒸気のストリームを使用する。一次希釈水蒸気のストリーム１７は、以下に述べるように、加熱された重質炭化水素原料と混合することができる。別の実施形態においては、二次希釈水蒸気のストリーム１８を、対流区画において加熱して、フラッシング前の加熱された混合物のストリームと混合することができる。二次希釈水蒸気源は、場合によっては熱分解炉の対流区画において過熱された一次希釈水蒸気とすることができる。一次及び二次希釈水蒸気のストリームの何れか又は両方は酸性の水蒸気を含むものがよい。酸性の希釈水蒸気を過熱することによって、酸性の水蒸気の凝縮から生じる可能性がある腐食のリスクが最小化される。

本発明の一つの実施形態においては、加熱された重質原料と混合される流体に加えて、一次希釈水蒸気のストリーム１７も原料と混合される。一次希釈水蒸気のストリームは、好ましくは第２の多孔分散管８に注入することができる。一次希釈水蒸気のストリームは、結果として得られるストリームの混合物が選択的に１１において対流区画に流入する前に、重質炭化水素流体混合物に注入することが望ましい。これは、結果として得られるストリームの混合物を、一般的には重質炭化水素原料加熱用に用いたのと同じ管群の範囲内で、排ガスによって付加的に加熱するためである。

一次希釈水蒸気の温度は、重質炭化水素原料流体混合物より高い温度か、それより低い温度か、或るいはそれとほぼ同じ温度にすることができるが、混合物より高い温度にして、原料／流体混合物を部分的に蒸気化する役割を果たすことが好ましい。一次希釈水蒸気は、第２の多孔分散管８に注入する前に過熱することができる。

加熱された重質炭化水素原料、流体、及び選択的に用いられる第２多孔分散管８からの一次希釈水蒸気のストリームを含む混合物のストリームは、選択的に、フラッシング前に、熱分解炉３の対流区画において再度加熱される。この加熱は、例えば非限定的な例として、対流区画の範囲内に配置される熱交換管群６に混合物のストリームを通すことによってなすことができる。この熱交換管群６は、通常、炉の第１対流区画管群の一部として設けられ、従って、炉の輻射区画からの高温排ガスによって加熱される。このようにして加熱された混合物ストリームは、混合物ストリーム１２として対流区画から流出し、選択的に更に追加的な水蒸気のストリームと混合される。

場合によっては、二次希釈水蒸気のストリーム１８を、更に、フラッシング前に重質炭化水素混合物のストリーム１２と混合されるフラッシュ水蒸気のストリーム１９と、重質炭化水素混合物のフラッシュをバイパスするバイパス水蒸気のストリーム２１とに分割することができる。このバイパス水蒸気のストリーム２１は、代わりに、フラッシュからの蒸気相が炉の輻射区画において分解される前にその蒸気相と混合される。本発明においては、二次希釈水蒸気のストリーム１８の全量を、バイパス水蒸気のストリーム２１なしで、フラッシュ水蒸気のストリーム１９として使用する運転が可能であり、またこの代わりに、二次希釈水蒸気のストリーム１８を、フラッシュ水蒸気のストリーム１９なしに、バイパス水蒸気のストリーム２１に導くことも可能である。本発明による好ましい実施形態においては、フラッシュ水蒸気のストリーム１９対バイパス水蒸気のストリーム２１の比率は、好ましくは１：２０乃至２０：１、更に好ましくは１：２乃至２：１とするべきである。この実施形態においては、フラッシュ水蒸気のストリーム１９を、フラッシュ／分離槽５においてフラッシングする前に重質炭化水素混合物のストリーム１２と混合してフラッシュストリーム２０を形成する。二次希釈水蒸気のストリームは、分割して重質炭化水素混合物と混合する前に、炉の対流区画の過熱部１６において過熱することが好ましい。重質炭化水素混合物のストリーム１２にフラッシュ水蒸気のストリーム１９を加えることによって、フラッシュストリーム２０がフラッシュ／分離槽５に流入する前に、混合物の最も揮発性の高い成分の蒸気化が促進される。

続いて、混合物のストリーム１２又はフラッシュストリーム２０を、２相に分離するため例えばフラッシュ／分離槽５においてフラッシングする。この２相は、即ち、主として揮発性の炭化水素及び水蒸気を含む蒸気相と、主として非揮発性の炭化水素を含む液相とである。蒸気相は、オーバーヘッドの蒸気ストリーム１３としてフラッシュ／分離槽５から取り出すことが望ましい。蒸気相は、場合によって行われる加熱のために、好ましくは炉の輻射区画に最も近い位置に配置される炉の対流区画の管群２３に還流し、更に、渡り管２４を通して、分解のために熱分解炉の輻射区画４０に還流することが望ましい。フラッシングされた混合物のストリームの液相は、ボトムストリーム２７としてフラッシュ／分離槽５から取り出される。

フラッシュ／分離槽５においては、蒸気対液体比を所定の一定値に維持することが望ましいが、このような比率の測定及び制御は困難である。代替案として、フラッシュ／分離槽５流入前の混合物のストリーム１２の温度を、フラッシュ／分離槽５における蒸気対液体比をほぼ一定に測定し、制御し、維持するための間接的なパラメータとして使用することができる。理想的には、混合物のストリームの温度が高くなると、より多くの分解用の揮発性炭化水素が蒸気化し、蒸気相として利用し得るようになるであろう。しかし、混合物のストリームの温度が高過ぎると、より多くの重質炭化水素が、蒸気相に存在し、炉の対流区画の管に同伴輸送されて、結果的に管をコーキングするであろう。混合物のストリーム１２の温度が低過ぎると、フラッシュ／分離槽５内の蒸気対液体比が低下する結果を招き、より多くの揮発性炭化水素が液相に残留して、分解に利用できなくなるであろう。

原料の揮発性物質の回収／蒸気化を最大化し、一方では、炉の管における過度のコーキング又はフラッシュ／分離槽から炉３へ混合物を輸送する配管及び槽におけるコーキングを回避するために、混合物のストリームの温度を最適に制御する。混合物を下部対流区画２３及び渡り配管２４に輸送する配管及び槽における圧力低下と、下部対流区画２３における温度上昇とを、コーキング問題の発現を検知するために監視することができる。例えば、渡り部の圧力と下部対流区画２３への流入圧力とが、コーキングによって急速に増大し始めると、フラッシュ／分離槽５内の温度及び混合物のストリーム１２の温度を下げなければならない。下部対流区画にコーキングが発生すると、過熱区画１６への排ガスの温度が上昇し、更に多くの減温水２６が必要になる。

混合物のストリーム１２の温度の選定は、原料材料の組成によっても決定される。原料が軽質の炭化水素を大量に含有する場合は、混合物ストリーム１２の温度はより低く設定することができる。その結果、第１多孔分散管４において使用する流体の量が増大し、及び／又は、第２多孔分散管８において使用する一次希釈水蒸気の量が減少するであろう。それは、これらの量が混合物ストリーム１２の温度に直接影響を及ぼすからである。原料が非揮発性の炭化水素を大量に含有する場合は、混合物ストリーム１２の温度をより高く設定しなければならない。その結果、第１多孔分散管４において使用する流体の量は低下し、一方、第２多孔分散管８において使用する一次希釈水蒸気の量は増大するであろう。混合物ストリームの温度を注意深く選定することによって、本発明は、多様な原料材料における用途を見出すことができる。

混合物のストリーム１２の温度は、一般に約６００°Ｆと約１０００°Ｆとの間（３１５℃と５４０℃との間）、例えば約７００°Ｆと約９５０°Ｆとの間（３７０℃と５１０℃との間）、更に例えば約７５０°Ｆと約９００°Ｆとの間（４００℃と４８０℃との間）の間、多くの場合約８１０°Ｆと約８９０°Ｆとの間（４３０℃と４７５℃との間）に設定及び制御することができる。これらの値は、上記のように、原料における揮発性物質の濃度によって変化するであろう。

温度の決定に考慮すべき事柄には、液相を、熱交換器の管壁上及びフラッシュ／分離槽内におけるコーク形成の可能性を低減するように維持するという要求が含まれる。

混合物のストリーム１２の温度は、少なくとも温度センサーとコンピュータ応用のような任意の周知の制御装置とを含む制御システム７によって制御することができる。温度センサーは熱電対が好ましい。制御システム７は、２つの多孔分散管に流入する流体及び一次希釈水蒸気の量を制御し得るように、流体弁１４及び一次希釈水蒸気弁１５と連絡している。

フラッシュ水蒸気のストリーム１９と混合してフラッシュ／分離槽５に流入する混合物のストリーム１２の温度を一定に維持して、フラッシュ／分離槽５内における一定の蒸気対液体比を実現すると共に、温度及びフラッシュの蒸気対液体比の実質的な変動を回避するため、本発明においては次のように操作される。すなわち、フラッシュ／分離槽５前の混合物ストリーム１２の温度が設定されると、制御システム７が、２つの多孔分散管に通じる流体弁１４及び一次希釈水蒸気弁１５を自動的に制御する。制御システム７が混合物ストリームの温度の低下を検知すると、それによって、流体弁１４が第１多孔分散管４への流体の注入を低減することになろう。混合物ストリームの温度が上昇し始めると、流体弁がより広く開かれ、第１多孔分散管４への流体の注入が増加することになる。一つの可能な実施形態においては、流体の蒸気化の潜熱が混合物ストリームの温度を制御する。

一次希釈水蒸気のストリーム１７が第２多孔分散管８に注入される場合は、制御システム７を、第２多孔分散管８に注入される一次希釈水蒸気のストリーム量調節用として一次希釈水蒸気弁１５を制御するためにも用いることができる。これは、フラッシュ／分離槽５における温度変化の急激な変動を更に低減する。制御システム７が混合物ストリーム１２の温度の低下を検知すると、制御システム７は、一次希釈水蒸気弁１５に指令して、第２多孔分散管８への一次希釈水蒸気のストリームの注入を増大し、一方、流体弁１４は更に閉じられる。温度が上昇し始めると、一次希釈水蒸気弁が自動的に更に閉じて、第２多孔分散管８に注入される一次希釈水蒸気のストリームを低下させ、一方では流体弁１４が更に開かれる。

本発明の一つの実施形態においては、制御システム７を、２つの多孔分散管に注入するべき流体の量と一次希釈水蒸気のストリームの量との両方を制御するために用いることができる。

流体が水である実施例においては、制御器は、水及び一次希釈水蒸気の量を変化させて、混合物１１における水対原料比を一定に保持しながら、混合物ストリーム１２の温度を一定に維持する。本発明は、更にフラッシュ温度の急激な変動を避けるために、炉内の二次希釈水蒸気過熱区画に中間減温器２５を好適に活用している。これによって、過熱器１６出口の温度を、炉の負荷の変化、コーキング程度の変化、過剰酸素レベルの変化及び他の変数とは無関係に一定値に制御することが可能になる。標準的には、この減温器２５は、二次希釈水蒸気の温度を、約８００°Ｆと約１１００°Ｆとの間（４２５℃と５９０℃との間）、例えば約８５０°Ｆと約１０００°Ｆとの間（４５５℃と５４０℃との間）、更に例えば約８５０°Ｆと約９５０°Ｆとの間（４５５℃と５１０℃との間）、典型的には約８７５°Ｆと約９２５°Ｆとの間（４７０℃と４９５℃との間）に維持する。減温器は制御弁及び水噴霧ノズルとすることができる。二次希釈水蒸気は部分的に予熱された後対流区画を出て、それに減温水２６の微細噴霧粒子を添加することができる。この微細噴霧粒子は急速に蒸気化して温度を下げる。続いて、水蒸気を対流区画において再度加熱することが望ましい。過熱器に添加される水の量が、混合物ストリーム１２と選択的に混合される水蒸気の温度を制御することができる。

上述の説明は、二つの多孔分散管４及び８において重質炭化水素原料に注入される流体と一次希釈水蒸気のストリームとの量を、フラッシュ／分離槽５の前の混合物ストリーム１２の所定の温度に従って調節することに基づいているが、同じ調節機構を、他の位置点における他のパラメータに適用することができる。例えば、フラッシュ圧力と、フラッシュ水蒸気のストリーム１９の温度と流量とを変化させて、フラッシングにおける蒸気対液体比を効果的に変化させることができる。また、排ガス中の過剰酸素を、緩慢ではあるが制御変数とすることも可能である。

フラッシュ／分離槽において蒸気対液体比を一定に維持するためには、フラッシュ／分離槽に流入する混合物ストリーム１２の温度を一定に維持することに加えて、一般的に、フラッシュストリーム２０の炭化水素分圧を一定に維持することも望ましい。この炭化水素の分圧は、例えば、蒸気相ライン１３の制御弁３６を用いてフラッシュ／分離槽の圧力を一定に維持すること、及び、ストリーム２０における水蒸気対炭化水素原料比を制御することによって、一定に維持することができる。

本発明におけるフラッシュストリームの炭化水素分圧は、一般に約４ｐｓｉａと約２５ｐｓｉａとの間（２５ｋＰａと１７５ｋＰａとの間）、例えば約５ｐｓｉａと約１５ｐｓｉａとの間（３５ｋＰａと１００ｋＰａとの間）、更に例えば約６ｐｓｉａと約１１ｐｓｉａとの間（４０ｋＰａと７５ｋＰａとの間）に設定され、制御される。

一つの実施形態においては、フラッシングを少なくとも一つのフラッシュ／分離槽において実施する。一般に、このフラッシュは、還流を伴うあるいは伴わない単段の処理である。フラッシュ／分離槽５は標準的には約４０乃至約２００ｐｓｉａ（２７５乃至１４００ｋＰａ）の圧力で運転され、その温度は、通常、フラッシュ／分離槽５に流入する前のフラッシュストリーム２０の温度と同じであるか、或いはそれより僅かに低い。一般に、フラッシュ／分離槽の操作圧力は約４０〜約２００ｐｓｉａ（２７５乃至１４００ｋＰａ）であり、温度は約６００乃至約１０００°Ｆ（３１０乃至５４０℃）である。例えば、フラッシュ圧力を約８５乃至約１５５ｐｓｉａ（６００乃至１１００ｋＰａ）とし、温度を約７００乃至約９２０°Ｆ（３７０乃至４９０℃）とすることができる。更なる例として、フラッシュ圧力を約１０５乃至約１４５ｐｓｉａ（７００乃至１０００ｋＰａ）、温度を約７５０乃至約９００°Ｆ（４００乃至４８０℃）とすることができる。更に別の例では、フラッシュ／分離槽の圧力を約１０５乃至約１２５ｐｓｉａ（７００乃至７６０ｋＰａ）とし、温度を約８１０乃至約８９０°Ｆ（４３０乃至４７５℃）とすることができる。混合物ストリーム１２の温度に応じて、一般的に、フラッシングされる混合物ストリームの約５０乃至約９８％、例えば約６０乃至約９５％、更に例えば約６５乃至約９０％が蒸気相にある。

フラッシュ／分離槽５は、一つの態様においては、一般的に、槽のボトムにおける液相の温度を最小化するように運転される。それは、熱が多すぎると液相における非揮発性物質のコーキングが惹起され得るからである。フラッシュ／分離槽に流入するフラッシュストリームに二次希釈水蒸気のストリーム１８を使用すると、それが炭化水素の分圧を低下させ（即ち蒸気の大きい方のモル分率が水蒸気になる）、従って必要な液相温度を低下させるので、蒸気化温度が低下する。フラッシュ／分離槽のボトムにおいて新たに分離された液相の冷却を助けるために、外部冷却されるフラッシュ／分離槽のボトム液体の一部分３０をフラッシュ／分離槽に再循環することも有用となることがある。フラッシュ／分離槽５のボトムから冷却器２８に、ポンプ３７によってストリーム２７を輸送することができる。続いて、冷却されたストリーム２９を再循環ストリーム３０と外部送り出しストリーム２２とに分割することができる。再循環されるストリームの温度は、一般に約５００乃至約６００°Ｆ（２６０乃至３１５℃）、例えば約５２０乃至約５５０°Ｆ（２７０乃至２９０℃）になるであろう。再循環されるストリームの量は、フラッシュ／分離槽の内部で新しく分離されるボトム液体の量の約８０乃至約２５０％、例えば約９０乃至約２２５％、更に例えば約１００乃至約２００％とすることができる。

別の態様においては、フラッシュを、一般的に、フラッシュ槽における液体の滞留／保持時間を最小化するようにも運転する。一つの実施例においては、液相を、フラッシュ／分離槽底部の径が小さい“ブーツ”又は円筒部３５を通して槽から排出する。一般に、液相のドラム内における滞留時間は、約７５秒未満、例えば約６０秒未満、更に例えば約３０秒未満、多くの場合約１５秒未満である。フラッシュ／分離槽における液相の滞留／保持時間が短いほど、フラッシュ／分離槽底部におけるコーキングの発生も少ない。

蒸気相は、例えば、約５５乃至約７０％の炭化水素及び約３０乃至約４５％の水蒸気を含む場合がある。蒸気相の最終沸点は、標準的には約１４００°Ｆ（７６０℃）未満、例えば約１１００°Ｆ（５９０℃）未満、更に例えば約１０５０°Ｆ（５６５℃）未満、多くの場合１０００°Ｆ（５４０℃）未満である。蒸気相はオーバーヘッド配管を通してフラッシュ／分離槽５から連続的に取り出される。このオーバーヘッド配管は、蒸気を、微少量の同伴液体及び／又は凝縮液体除去用の遠心分離機３８に選択的に送り込む。続いて、蒸気は、一般に、流れを炉の対流区画に分配する多岐管に流入する。

フラッシュ／分離槽から連続的に取り出される蒸気相のストリーム１３を、熱分解炉の下部対流区画２３において、炉の輻射区画からの排ガスによって、例えば約８００乃至約１３００°Ｆ（４２５乃至７０５℃）の温度に過熱することが望ましい。蒸気相は、その後熱分解炉の輻射区画に導入されて分解される。

フラッシュ／分離槽から取り出される蒸気相のストリーム１３は、炉の下部対流区画２３に導入する前に、バイパス水蒸気のストリーム２１と選択的に混合することができる。

バイパス水蒸気ストリーム２１は、二次希釈水蒸気のストリーム１８から分割された水蒸気のストリームである。二次希釈水蒸気は、分割して、フラッシュ／分離槽５から取り出される蒸気相のストリームと混合する前に、熱分解炉３の対流区画において最初に加熱することが望ましい。いくつかの応用例においては、バイパス水蒸気を、二次希釈水蒸気からの分割後ではあるが蒸気相と混合する前に、再度過熱し得る場合もある。バイパス水蒸気のストリーム２１を蒸気相のストリーム１３と混合した後に過熱すると、混合物の最重質成分を除く全成分が、輻射区画に流入する前に、炉のこの加熱区画において確実に蒸気化される。蒸気相の温度を下部対流区画２３において８００乃至１３００°Ｆ（４２５乃至７０５℃）に高めることは、輻射区画の管の金属温度を低下させ得るので、輻射区画における操作を助けることにもなる。これは、輻射区画におけるコーキングの可能性が低下する結果をもたらす。加熱された蒸気は、続いて熱分解炉の輻射区画において分解される。

混合物のストリームの制御されたフラッシングによって、コーク及びタールを生成するより重質の炭化水素の化学種が結果的に大幅に除去される（液相に）ので、熱分解炉の輻射区画からの流出物をクエンチするのに、移送ラインの熱交換器を利用することが可能になる。多くの利点の中で、とりわけこの点が、当初は例えばナフサあるいは一般的に約６００°Ｆ（３１５℃）未満の最終沸点を有する他の液体原料のようなより軽質の原料用として設計された分解装置の、費用的により効率的な改造を可能にするであろう。このような分解装置は、移送ラインの熱交換器のクエンチ装置をすでに所定位置に保有しているからである。

要求される高圧水蒸気の過熱器を重質原料炉の対流区画に一体的に組み込むことによって、効率的なタービン運転用の所要の過熱度を供給し、且つフラッシュ／分離槽の上流側の対流区画の管内のコーク形成を大幅に低減し得ることが判明している。高圧水蒸気の過熱器を対流区画に適切に配置することによって、重質炭化水素原料のコーク生成傾向を低下させることができる。特に、高圧水蒸気過熱器を、炉の対流区画に、フラッシュ／分離槽のオーバーヘッドの蒸気を過熱するゾーンの下流側（炉の対流区画を通過する排ガスの流れに関して）であるが、混合ストリーム及び／又は重質炭化水素原料を加熱するゾーンの上流側に位置するように配置することができる。この方式において、高圧水蒸気過熱器が熱を吸収することによって、混合物ストリーム加熱ゾーンに流入する排ガスが確実に充分冷却され、膜温度が、重質炭化水素原料の組成に応じて一般に約９５０乃至約１１５０°Ｆ（５１０乃至６２０℃）のコーキング発生レベルの温度に達しなくなる。かくして、フラッシュ／分離槽の上流側の管内におけるコーク形成の危険性が大幅に低減される。炉の輻射区画及びクエンチ装置におけるコーキングを加速する重質炭化水素留分は、フラッシュ／分離槽ボトムの形で取り出される液相ストリームとして炉から除去される。

図１に示す炉においては、重質炭化水素原料及び／又は混合物ストリームを加熱する対流ゾーンの第１管群におけるコーキング問題が回避される。それは、原料が完全には蒸気化されず、且つ、排ガスが高圧水蒸気過熱器によって充分に予備冷却されて、第１管群における膜温度が、重質炭化水素原料に応じて一般的に約９５０°Ｆと約１１５０°Ｆとの間（５１０℃と６２０℃との間）のコーキング温度に達することが防止されるからである。

フラッシュ／分離槽からのオーバーヘッド蒸気は、熱分解炉の輻射（分解）ゾーンに送り込むために選択的により高温に加熱される。輻射ゾーンにおいて、原料は熱分解され、エチレン及び他の所要の軽質オレフィンを含有するオレフィンと、副生物質とを含む流出物が生成される。

殆どの商用の液体分解装置においては、分解炉からの流出物の冷却は、標準的には、移送ラインの熱交換器、一次精留装置、及び水クエンチ塔又は間接コンデンサーのシステムを用いて行われる。典型的なナフサ原料の場合は、移送ラインの熱交換器がプロセスのストリームを約７００°Ｆ（３７０℃）に冷却し、プロセスの他の場所で続いて使用することができる高圧水蒸気を効率的に発生する。高圧水蒸気とは、ほぼ５５０ｐｓｉｇ以上の公称圧力、多くの場合約１２００乃至約２０００ｐｓｉｇ、例えば約１５００乃至約２０００ｐｓｉｇの公称圧力を有する水蒸気を意味するものとする。本発明における重質炭化水素原料の分解から得られる輻射区画の流出物は、移送ラインの熱交換器４２において急冷することが可能であり、水蒸気ドラム４７を有するサーモサイホン構成において高圧水蒸気４８を発生する。

移送ラインの熱交換器において生成された水蒸気は、エチレン製造装置の他の場所で用いられる大型コンプレッサーに動力供給する大型蒸気タービンの駆動用として使用することができる。蒸気タービンにおいて高いエネルギー効率と動力の発生量を得るためには、移送ラインの熱交換器内で生成される水蒸気を過熱する必要がある。例えば、水蒸気を、公称圧力１５００ｐｓｉｇの水蒸気装置においてほぼ６００°Ｆ（３１５℃）で発生させ、それを、蒸気タービンにおいて消費する前に炉の対流区画において約８００乃至約１１００°Ｆ（４２５乃至５９０℃）、例えば約８５０乃至約９５０°Ｆ（４５５乃至５１０℃）に過熱することになろう。

ドラムから取り出される飽和水蒸気４８を高圧水蒸気の過熱管群４９において過熱することが望ましい。あらゆる炉の操作条件において最適のタービン入り口水蒸気温度を実現するために、高圧水蒸気過熱管群において中間減温器（又は温度調整器）５４を用いることができる。これによって、過熱器４９出口の温度を、炉の負荷の変化、コーキング程度の変化、過剰酸素レベルの変化及び他の変数とは無関係に一定値に制御することが可能になる。標準的には、この減温器５４は、高圧水蒸気の温度を、約８００°Ｆと約１１００°Ｆとの間（４２５℃と５９０℃との間）、例えば約８５０°Ｆと約１０００°Ｆとの間（４５０℃と５４０℃との間）、更に例えば約８５０°Ｆと約９５０°Ｆとの間（４５０℃と５１０℃との間）に維持することになるであろう。減温器は制御弁及び水噴霧ノズルとすることができる。高圧水蒸気は部分的に加熱された後対流区画を出て、それに水５１の微細噴霧粒子が添加される。この微細噴霧粒子が急速に蒸気化して温度を下げる。続いて、高圧水蒸気を対流区画において再度加熱する。加熱器に添加する水の量が水蒸気の温度を制御することができる。

第１管群においてコークを形成することなく、所望の重質炭化水素原料のストリームを分解し得るようにするために、高圧水蒸気の過熱器を、蒸気相の過熱器の下流側（炉の輻射区画からの排ガスの流れに関して）で且つ第１管群の上流側に位置するように、対流区画に配置することができる。

温度調整器（中間減温器）の上記の使用法は、高圧水蒸気が対流区画を出た後に減温器を使用する方式よりも好ましい。それは、高圧水蒸気の発生速度が低下した時に、温度調整器を有する過熱器が排ガスからより多くの熱を取り除くからである。高温水蒸気発生の低下は、例えば、より重質の原料の処理に固有のタール生成のために移送ラインの熱交換器が次第に汚れてきた時に生起する。

炉の流出物は、移送ラインの熱交換器における冷却後、場合によって、適切な品質のクエンチオイルを注入して更に冷却することができる。

高圧水蒸気過熱器の管群を、排ガスが重質炭化水素原料又は混合物のストリームを含む管と接触する前に排ガスを冷却するような位置に配置することによって、膜温度がコーキング発生レベル未満に維持されるように、排ガスの温度を制御することが可能になる。対流区画上部の管群に流入する排ガスの温度は、一般的に、約１５００°Ｆ（８１５℃）未満、例えば約１３００°Ｆ（７０５℃）未満、更に例えば約１１５０°Ｆ（６２０℃）未満、好ましくは約１０００°Ｆ（５４０℃）未満である。

熱分解炉と共に用いられる本発明による方法の概略的な流れ図である。

Claims (20)

1. 熱分解炉を用いて重質炭化水素原料を分解する方法であって、
   前記熱分解炉は、輻射区画及び対流区画を含み、その対流区画は前記第１対流区画管群と第２対流区画管群と第３対流区画管群と第４対流区画管群とを含み、排ガスが前記熱分解炉の前記輻射区画から前記対流区画へ流れ、この対流区画の前記第３対流区画管群は、前記排ガスが第１対流区画管群と接触する前に第３対流区画管群と接触するように配置されており、前記第３対流区画管群には、前記第４対流区画管群の、前記排ガスの流れに関して下流側で且つ第１対流区画管群の上流側に位置するように高圧蒸気過熱器が一体的に組み込まれていることを特徴とし、
   （ａ）重質炭化水素原料を加熱する段階と、
   （ｂ）前記重質炭化水素原料を流体と混合して混合物ストリームを形成する段階と、
   （ｃ）前記熱分解炉の、前記第１対流区画管群における排ガスとの間接接触によって前記混合物ストリームを加熱する段階と、
   （ｄ）前記混合物ストリームをフラッシングして蒸気相及び液相を形成する段階と、
   （ｅ）フラッシュ／分離槽において前記液相を除去する段階と、
   （ｆ）前記第４対流区画管群において前記蒸気相を加熱する段階と、
   （ｇ）前記熱分解炉の輻射区画において前記蒸気相を分解して、オレフィンを含む流出物を生成する段階と、
   （ｈ）前記流出物を移送ライン熱交換器を用いてクエンチングして高圧水蒸気を生成する段階と、
   （ｉ）前記第３対流区画管群において前記高圧水蒸気を過熱する段階と、
   を含み、
   前記重質炭化水素原料と混合する前記流体の量を、前記混合物ストリームをフラッシングする前の前記混合物ストリームの温度と、前記フラッシュ／分離槽の圧力と、前記フラッシュ／分離槽の温度と、前記混合物ストリームの流量と、前記熱分解炉内の前記排ガス中の過剰酸素とのうちの少なくとも一つから選択された操作パラメータに従って変化させることを特徴とする方法。
2. 請求項１に記載の方法において、前記重質炭化水素原料は、水蒸気分解したガスオイル及び残留油、ガスオイル、暖房油、ジェット燃料、ディーゼル燃料、灯油、ガソリン、コーカーナフサ、水蒸気分解ナフサ、接触分解ナフサ、水素化分解油、改質油、ラフィネート改質油、フィッシャー−トロプシュ液体、フィッシャー−トロプシュガス、天然ガソリン、留出油、バージンナフサ、原油、常圧パイプスチルボトム油、ボトム油を含む減圧パイプスチルのストリーム、ナフサからガスオイルまでの広範囲沸点凝縮油、製油所からの非バージン重質炭化水素ストリーム、減圧ガスオイル、重質ガスオイル、原油汚染ナフサ、常圧残留油、重質残留油、Ｃ_４／残留油混合物、ナフサ／残留油混合物、ガスオイル／残留油混合物、及び原油のうちの一つ以上を含む方法。
3. 請求項１又は２に記載の方法において、前記重質炭化水素原料を、前記流体と混合する前に、前記熱分解炉の第１対流区画管群における排ガスとの間接接触によって加熱する方法。
4. 請求項１乃至３の何れか一項に記載の方法において、前記流体が炭化水素及び水の少なくとも一つを含む方法。
5. 請求項１乃至４の何れか一項に記載の方法において、前記第１対流区画管群に流入する排ガスの温度が１５００°Ｆ（８１５℃）未満である方法。
6. 請求項５の方法において、前記第１対流区画管群に流入する排ガスの温度が１０００°Ｆ（５４０℃）未満である方法。
7. 請求項１乃至６の何れか一項に記載の方法において、前記重質炭化水素原料又は混合物のストリームを、前記混合物のストリームをフラッシングする前に、一次希釈水蒸気のストリームと混合する段階を更に含む方法。
8. 請求項７の方法において、前記一次希釈水蒸気のストリームを前記熱分解炉の前記対流区画において加熱する方法。
9. 請求項１乃至８の何れか一項に記載の方法において、二次希釈水蒸気のストリームを前記熱分解炉の第２対流区画管群において加熱し、続いて、前記二次希釈水蒸気のストリームの少なくとも一部分を、前記混合物ストリームをフラッシングする前に前記混合物のストリームと混合する方法。
10. 請求項９の方法において、前記二次希釈水蒸気のストリームを過熱する方法。
11. 請求項１乃至１０の何れか一項に記載の方法において、段階（ｄ）においてフラッシングする前の前記混合物ストリームの温度が６００〜１０００°Ｆ（３１５〜５４０℃）である方法。
12. 請求項１乃至１１の何れか一項に記載の方法において、前記混合物ストリームを４０〜２００ｐｓｉａの圧力でフラッシングする方法。
13. 請求項１乃至１２の何れか一項に記載の方法において、段階（ｄ）が、前記混合物ストリームの５０乃至９８パーセントを前記蒸気相にフラッシングすることを更に含む方法。
14. 請求項１乃至１３の何れか一項に記載の方法において、前記蒸気相を、段階（ｆ）の前に、前記熱分解炉の下部対流区画としての第４対流区画管群において前記フラッシングの温度よりも高い温度に加熱する方法。
15. 請求項１乃至１４の何れか一項に記載の方法において、二次希釈水蒸気のストリームを前記熱分解炉の第２対流区画管群において加熱し、続いて、前記二次希釈水蒸気のストリームの少なくとも一部分を、段階（ｆ）前の前記蒸気相と混合する方法。
16. 請求項１乃至１５の何れか一項に記載の方法において、前記高圧水蒸気を１１００°Ｆ（５９０℃）未満の温度に過熱する方法。
17. 請求項１６の方法において、前記高圧水蒸気を８５０乃至９５０°Ｆ（４５５乃至５１０℃）の温度に過熱する方法。
18. 請求項１６又は１７の方法において、中間減温器を使用して、前記第３対流区画管群から流出する前記高圧水蒸気の所要の温度を維持する方法。
19. 請求項１４の方法において、第４対流区画管群は、前記炉の輻射区画から流出する排ガスが最初に接触する対流区画管群である方法。
20. 請求項１４乃至１９の何れか一項に記載の方法において、前記熱分解炉の前記輻射区画から流出する前記排ガスが、前記第４、第３、第２及び第１対流区画管群と、この順序において接触する方法。

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