JP7092755B2 - 炭化水素の水蒸気分解のためのプロセスおよびシステム - Google Patents

炭化水素の水蒸気分解のためのプロセスおよびシステム Download PDF

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Description

本発明は、２０１６年１０月７日に出願された欧州特許出願番号１６１９２７１６．５号の優先権の利益を主張し、当該欧州特許出願は、参照によってその全体が本願に援用される。
本願は、炭化水素の水蒸気分解のためのプロセスおよびシステムに関する。
水蒸気分解は、長分子構造を有する飽和炭化水素類をより小さな飽和分子または不飽和分子に細分化する石油化学プロセスである。
熱分解とも呼ばれる水蒸気分解は、様々な炭化水素原料をオレフィン類、好ましくは、エチレン、プロピレン、およびブチレン類のような軽質オレフィン類に分解するために長く使用されている。従来の水蒸気分解は、二つの主要なセクション、すなわち、対流セクションおよび輻射セクションを有する熱分解炉を利用している。炭化水素原料は、典型的には、炉の対流セクションに液体として（蒸気として入る軽質原料を除く）入り、典型的には、輻射セクションからの高温の煙道ガスとの間接接触および水蒸気との直接接触によって加熱され、気化される。次に、気化原料と水蒸気との混合物は、分解が進行する輻射セクションに導入される。
次に、水蒸気は、煙管反応装置（輻射チューブまたは輻射コイル）に入り、制御された滞留時間、温度プロファイル、および分圧の条件下で、通常、５００～６５０℃から７５０～８７５℃まで、通常０．１～０．５秒にわたって加熱される。この短い反応時間中に、原料中の炭化水素類はより小さな分子に分解され、エチレン、他のオレフィン類、およびジオレフィン類が主要な生成物である。輻射管内での飽和炭化水素類のオレフィン類への変換では、吸熱性が高いので、高いエネルギー入力率が必要とされる。８００～８５０℃で輻射管から出る反応生成物は、二次反応による高い反応性の生成物の劣化を防止するため、０．０２～０．１秒以内に５５０～６５０℃に冷却される。オレフィン類を含む生成物は、熱分解炉から出て、急冷を含むさらなる下流での処理に供される。
次に、原料とクラッキング工程の過酷度とに依存して広く変化しうる生成物混合体は、分離ステップおよび化学処理ステップの複雑なシーケンスを使用して望ましい生成物に分離される。分解ガスの冷却は、高圧ボイラ給水（ＢＦＷ、６～１２ＭＰａ）の気化によって移送ライン交換器において実行され、高圧ボイラ給水は、水蒸気ドラムにおいて分離され、引き続いて対流セクションにおいて過熱して、高圧過熱水蒸気（ＶＨＰ、５～１２ＭＰａ）になる。
水蒸気分解は、エネルギー集約型の石油化学プロセスである。分解炉は、水蒸気分解プラントにおいて最大の燃料消費設備である。ナフサなどの液体炭化水素原料を分解する水蒸気分解器の場合、炉内で放出される熱の約１０％が原料を予熱し蒸発させるために使用される。
炭化水素原料は、大気圧蒸留塔、水素分解器、ＦＣＣ、コーカー、残油水素分解器などの上流側の精製プロセスで発生する。これらのプロセスは、一つの段において蒸気ストリームとしてナフサを有する細分化プロセスであるか、または当該細分化プロセスを含む。上述の細分化プロセスは、典型的には、蒸気の状態でナフサ留分とともに来て、仕様通りのナフサを得るべく分離される必要がある水蒸気を使用する。
しかしながら、これらの細分化プロセスが大気圧近くの圧力で作用する一方で、炉内のナフサ蒸気は、残留対流バンク、分解コイルなどを介する圧力降下を克服することが要求されることから、約０．６～０．８ＭＰａの圧力である。
また、これらの細分化プロセスの圧力を上昇することももちろん不可能である。理由は、上昇により分離に影響を及ぼしおよび／または底部でより高い温度を必要とし、結果的に細分化プロセスにおいて炭化水素類の熱分解が望ましくないものとなるからである。
Ullman, Encyclopedia of industrial chemistry, p.470 2012 Wiley-VCH Verlag GmhH & Co.KGaA, Weinheim
本発明の目的は、炭化水素原料の水蒸気分解を実行するとともに、炭化水素原料を蒸発させための水蒸気分解炉の対流セクションのエネルギー消費を節約することである。
この目的は、水蒸気分解炉での炭化水素原料を水蒸気分解するプロセスで達成され、当該プロセスは、炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置の水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して炭化水素原料を過熱するステップと、第二の熱交換手段または第二の熱交換器の水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して水蒸気発生器からの水蒸気を過熱するステップと、炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置からの過熱炭化水素原料を煙管反応装置において分解ガスに水蒸気分解するステップと、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置を使用して水蒸気分解炉の外部で炭化水素原料を気化するステップであって、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置が、３５０℃以下の温度を有する伝熱媒体で加熱され、気化された炭化水素原料を水蒸気分解炉の対流セクションにおける炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置に直接送給するステップを備える。
比較的に低い温度の伝熱媒体を使用して炭化水素原料を気化し、かつ、気化原料を水蒸気分解炉に直接送給することによって、水蒸気分解炉は、炭化水素原料を気化する必要がなくなる。したがって、ＶＨＰ水蒸気の生産増加のためにエネルギーが利用可能となる。ＶＨＰ生産は、より大きなエネルギー吸収作用を有する水蒸気生産用の対流セクションにおける対流バンクを形成することによって増加することができる。炭化水素原料の気化が低グレード伝熱媒体を使用して実行されるので、高グレード過熱ＶＨＰ水蒸気の生産を、低グレードの低圧力（ＬＰ）および中圧力（ＭＰ）の水蒸気によって向上できる。換言すれば、高価な高グレードの水蒸気を、比較的安価な伝熱媒体を使用して生産できる。
伝熱媒体の温度は、従来の技術における液体炭化水素原料を気化するための水蒸気分解炉の対流セクションが運転される約３５０℃の温度よりも低い。伝熱媒体は、低圧水蒸気または中圧水蒸気、急冷水、急冷油などのうちの少なくとも一つなどの利用可能な任意の媒体であればよい。低圧水蒸気または中圧水蒸気は、低圧または中圧のストリッピング水蒸気であればよい。
一実施形態では、炭化水素原料を気化するステップは、炭化水素原料ポンプを使用して炭化水素原料を加圧するステップと、第一の熱交換器において加圧炭化水素原料を予熱するステップと、第一の熱交換器に接続された中圧蒸留塔で予熱された炭化水素原料を蒸留するステップを備え、中圧蒸留塔は、０．７～１．２ＭＰａの絶対圧で作動される。
熱交換器および当該熱交換器に接続された中圧蒸留塔は、炭化水素原料、すなわち原油からより軽質な成分を分離するために使用することができる。熱交換器および中圧蒸留塔は、中圧水蒸気などの低グレードの熱源、または他の低グレードの熱源を使用して加熱されうる。この圧力範囲では、ナフサは、水蒸気分解器炉内での使用のために十分な圧力を有する気化炭化水素原料として塔から出る。これによって、加圧されたナフサ蒸気が炭化水素原料から分離され、水蒸気分解器炉において有利に使用されうるので、炉内の気化する対流バンクが不要になる。これによって、過熱された非常に高い圧力の蒸気を生産するためにより多くの水蒸気分解器炉容量が残ることになる。したがって、より多くの過熱された非常に高い圧力の水蒸気が、低グレードの熱媒体を使用して生産されうる。
一実施形態では、プロセスは、０．８～２．０ＭＰａの絶対圧を有する中圧ストリッピング水蒸気を使用して中圧蒸留塔内で炭化水素原料をさらに蒸留するステップをさらに備える。
一実施形態では、中圧ストリッピング水蒸気は、１８０～３５０℃の温度を有する。
一実施形態では、熱交換器は、１６０～３５０℃の温度を有する伝熱媒体を使用して加熱される。第一の熱交換器のための熱は、中圧水蒸気、中圧ストリッピング水蒸気、急冷油、などといった様々な熱源から得ることができる。このことは、中圧蒸留塔の加熱などにも当てはまり、中圧蒸留塔は同様の方法で加熱されうる。
さらなる実施形態では、炭化水素原料を気化するステップは、第二の熱交換器における熱交換により中圧蒸留塔（Ｃ－３０１）からの炭化水素原料の流体成分を予熱するステップ、ならびに、低圧蒸留塔内の炭化水素原料を軽質蒸留物留分、中間質蒸留物留分、および重質蒸留物留分の少なくとも一つに蒸留するステップをさらに備え、当該低圧蒸留塔は、０．１～０．６ＭＰａの絶対圧で作動される。
一実施形態では、プロセスは、０．１～０．７ＭＰａの絶対圧を有する低圧ストリッピング水蒸気を使用して低圧蒸留塔で炭化水素水蒸気を蒸留するステップをさらに備える。
一実施形態では、炭化水素原料を気化するステップは、多段式熱交換手段または多段式熱交換器において予熱をするステップを備える。これによって、炭化水素原料の温度を段階的に漸増すること、および、安価な熱源を使用して炭化水素原料を気化することが可能となる。
さらなる実施形態では、多段式熱交換手段または多段式熱交換器において予熱するステップは、低圧水蒸気を使用して第一の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、中圧水蒸気を使用して第二の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、および高圧水蒸気を使用して第三の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、のうちの少なくとも一つを備える。
他の一実施形態では、プロセスは、炭化水素原料ストリーム多段式熱交換手段または多段式熱交換器における少なくとも一つの水蒸気注入口に水蒸気を注入するステップをさらに備える。
これによって、より低い温度での炭化水素原料の気化、したがって、炭化水素水蒸気ストリームを生産するためにより高価な熱源（高圧の水蒸気など）よりも安価な熱源（中圧および低圧の水蒸気など）の使用を増加することが可能になる。
他の一実施形態では、プロセスは、ボイラ給水予熱手段またはボイラ給水予熱装置において水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して水蒸気発生器用のボイラ給水を予熱するステップと、過熱対流バンクにおいて炭化水素原料を過熱するステップをさらに備える。
これによって、対流セクションがより多くのエネルギーをＶＨＰ水蒸気生産のために利用可能になる。
本発明の目的は、炭化水素原料を水蒸気分解するためのシステムによっても達成され、当該システムは、水蒸気を生産するための水蒸気発生器、炭化水素原料を水蒸気分解するための輻射セクションと、炭化水素原料を過熱するための炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置および水蒸気を過熱するための水蒸気過熱手段または水蒸気過熱装置を有する対流セクションと、を有する水蒸気分解炉、ならびに、輻射セクションからの分解ガスを冷却するための冷却手段または冷却器、を備える。当該システムは、水蒸気分解炉の炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置において原料を過熱する前に炭化水素原料を気化するための炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置を水蒸気分解炉の外部にさらに備え、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置は、炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置に接続される。
一実施形態では、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置は、炭化水素原料を加圧するための炭化水素原料ポンプ、熱交換器、および当該熱交換器に接続される中圧蒸留塔を含み、当該中圧蒸留塔のための伝熱媒体は中圧水蒸気を備える。
一実施形態では、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置は、多段式熱交換手段または多段式熱交換器を含む。
一実施形態では、多段式熱交換手段または多段式熱交換器は、低圧水蒸気を使用する第一の熱交換器段、中圧水蒸気を使用する第二の熱交換器段、および高圧水蒸気を使用する第三の熱交換器段、のうちの少なくとも一つを備える。
以下は、この明細書全体を通して使用される様々な用語および語句の定義を含む。
用語「約（about）」や「略（約）（approximately）」は、当業者によって理解される場合の近いこととして定義される。一非制限的な一実施形態では、これらの用語は、１０％以内、好ましくは５％以内、より好ましくは１％以内、および最も好ましくは０．５％以内であるように定義される。
用語「重量％（wt.%）」、「体積％（vol.%）」、または「モル％（mol%）」は、それぞれ、一つの成分を含む物質の全重量、全体積、または全モルに基づく当該成分の重量パーセント、体積パーセント、またはモルパーセントを指す。一非制限例では、物質の１００モル中の１０モルの成分は、１０モル％の成分である。
用語「有効な（effective）」は、該用語が本願の明細書および／または本願の特許請求の範囲において使用されるように、望ましい、期待される、または意図される結果を達成するために適切であること意味する。
本願の特許請求の範囲または本願の明細書において用語「備える（comprising）」とともに使用されるときの語「一つ（a）」または「一つ（an）」の使用は、「一つ（one）」を意味する場合があるが、「一つ以上（one or more）」、「少なくとも一つ（at least one）」、および「二つ以上（one or more than）」の意味とも同じである。
用語「備える（comprising）」（「comprise」、「comprises」などのcomprisingのあらゆる形態を含む）、用語「有する（having）」（「have」および「has」などのhavingのあらゆる形態を含む）、用語「含む（including）」（「includes」、「include」などのincludingのあらゆる形態を含む）、または語「含む（containing）」（「contains」、「contain」などのcontainingのあらゆる形態を含む）は、包括的すなわち無制限であり、追加の、引用されなかった要素または方法ステップを排除しない。
本発明のプロセスは、本願明細書全体を通して開示される特定の成分、コンポーネント、組成物、ステップなどを「備える」、「本質的にからなる」、または「からなる」ことができる。また特定のコンポーネントを備える生成物／組成物／プロセス／システムに関する記述は、これらのコンポーネントをからなる生成物／組成物／システムも開示していると理解するべきである。これらのコンポーネントからなる生成物／組成物／プロセス／システムは、たとえば、生成物／組成物／プロセス／システムが当該生成物／組成物の調製のためのより単純で、より経済的プロセスを提供するという点で有利でありうる。同様に、また、たとえば、特定のステップを備えるプロセスについて説明は、これらのステップからなるプロセスも開示していると理解するべきである。これらのステップからなるプロセスは、当該プロセスがより単純で、より経済的なプロセスを提供するという点で有利でありうる。
値がパラメータに対する下限および上限に対して述べられる場合、下限の値および当該上限の当該値の組み合わせによって作られる範囲も開示されていると理解される。
本発明の文脈において、十五の実施形態が本明細書に記載されている。第一実施形態は、水蒸気分解炉で炭化水素原料を水蒸気分解するためのプロセスである。当該プロセスは、水蒸気分解炉の外部の炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置を使用して、炭化水素原料を気化するステップであって、当該炭化水素原料気化手段が３５０℃以下の温度を有する伝熱媒体で加熱されるステップと、気化された炭化水素原料を水蒸気分解炉の対流セクションの炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置へ送給するステップと、水蒸気分解炉の対流セクションにおいて炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置における水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して気化された炭化水素原料を過熱するステップと、第二の熱交換手段または第二の熱交換器において水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して水蒸気発生器からの水蒸気を過熱するステップと、水蒸気分解炉の輻射セクションにおいて煙管反応装置で過熱された炭化水素原料を分解ガスに水蒸気分解するステップとを含む。第二の実施形態は、炭化水素原料を気化するステップが、炭化水素原料ポンプを使用して炭化水素原料を加圧するステップと、第一の熱交換器において加圧された炭化水素原料を予熱するステップと、第一の熱交換器に接続される中圧蒸留塔において予熱された炭化水素原料を蒸留するステップと、を備え、中圧蒸留塔が０．７～１．２ＭＰａの絶対圧で作動される第一の実施形態に係るプロセスである。第三の実施形態は、中圧蒸留塔において、０．８～２．０ＭＰａの絶対圧を有する中圧ストリッピング水蒸気を使用して炭化水素原料を蒸留するステップをさらに備える第二の実施形態に係るプロセスである。第四の実施形態は、中圧ストリッピング水蒸気が１８０～３５０℃の温度を有する第二または第三の実施形態に係るプロセスである。第五の実施形態は、熱交換器が、１６０～３５０℃の温度を有する伝熱媒体を使用して加熱される第二から第四の実施形態のいずれかのプロセスである。第六の実施形態は、炭化水素原料を気化するステップが、第二の熱交換器において熱交換を介して中圧蒸留塔からの炭化水素原料の流体成分を予熱するステップと、低圧蒸留塔における炭化水素原料を軽質蒸留物留分、中間質蒸留物留分、および重質蒸留物留分のうちの少なくとも一つに蒸留するステップと、を含み、低圧蒸留塔が、０．１～０．６ＭＰａの絶対圧で作動される第二から第五の実施形態のいずれかのプロセスである。第七の実施形態は、低圧蒸留塔において、０．１～０．７ＭＰａの絶対圧を有する低圧ストリッピング水蒸気を使用して炭化水素ストリームを蒸留するステップをさらに含む第六の実施形態に係るプロセスである。第八の実施形態は、炭化水素原料を気化するステップが、多段式熱交換手段または多段式熱交換器において予熱を行うステップを備える第一の実施形態に係るプロセスである。第九の実施形態は、多段式熱交換手段または多段式熱交換器にいて予熱を行うステップは、低圧水蒸気を使用して第一の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、中圧水蒸気を使用して第二の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、または高圧水蒸気を使用して第三の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、のうちの少なくとも一つを備える第一から第八の実施形態のいずれかに係るプロセスである。第十の実施形態は、炭化水素原料ストリーム多段式熱交換手段または多段式熱交換器の少なくとも一つの水蒸気注入口に水蒸気を注入するステップをさらに含む第一から九の実施形態のいずれかに係るプロセスである。第十一の実施形態は、ボイラ給水予熱手段またはボイラ給水予熱装置において水蒸気分解炉の輻射セクションからの煙道ガスを使用して水蒸気発生器のための沸騰した給水を予熱するステップをさらに含む第一から第十の実施形態のいずれかに係るプロセスである。
第十二の実施形態は、炭化水素原料を水蒸気分解するためのシステムである。当該システムは、水蒸気を生産するための水蒸気発生器、炭化水素原料を水蒸気分解するための輻射セクションと、炭化水素原料を過熱するための炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置および水蒸気を過熱するための水蒸気過熱手段または水蒸気過熱装置を有する対流セクションと、を含む水蒸気分解炉、ならびに、輻射セクションからの分解ガスを冷却するための冷却手段または冷却器、を備え、水蒸気分解炉の炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置において原料を過熱する前に、炭化水素原料を気化するための水蒸気分解炉の外部の炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置を含み、当該炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置は、炭化水素原料過熱手段または炭化水素原料過熱装置に接続される。第十三の実施形態は、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置は、炭化水素原料を加圧するための炭化水素原料ポンプと、当該ポンプに接続された第一の熱交換器と、０．７～１．２ＭＰａの中圧で加熱された炭化水素原料を蒸留するために熱交換器に接続された中圧蒸留塔と、を含む第十二の実施形態に係る水蒸気分解システムである。第十四の実施形態は、炭化水素原料気化手段または炭化水素原料気化装置が、炭化水素原料を予熱し気化するための多段式熱交換手段または多段式熱交換器を含む第十二の実施形態に係る水蒸気分解システムである。第十五の実施形態は、多段式熱交換手段または多段式熱交換器が、低圧水蒸気を使用する第一の熱交換器段、中圧水蒸気を使用する第二の熱交換器段、および高圧水蒸気を使用する第三の交換機段、のうちの少なくとも一つを含む第十四の実施形態に係る水蒸気分解システムである。
本発明の他の目的、特徴および利点は、以下の図面、詳細な記載および実施例から明白になる。本発明は、本明細書に記述された特徴の全ての可能な組み合わせに関し、特に、特許請求の範囲に存在する特徴のすべての可能な組み合わせが好ましいことが留意される。したがって、本発明に係る組成物、プロセス、システムに関連する特徴の全ての組合せ、すなわち、本発明に係るプロセスに関連する特徴と本発明に係るプロセスに関連する特徴の全ての組合せ、および本発明に係るシステムに関連する特徴と本発明に係るプロセスに関連する特徴の全ての組合せが本明細書に記載されていることが理解される。しかしながら、図面、詳細な説明、および実施例は、本発明の特定の実施形態を指す一方で、単に例示として提供されおり本発明を制限する意図はないことが理解されるべきである。加えて、本発明の精神と範囲内での変化および変更がこの詳細な記載から当業者にとって明白になると考えられる。さらなる実施形態では、特定の実施形態からの特徴が他の実施形態からの特徴と組み合わされてもよい。たとえば、一実施形態からの特徴が他の実施形態のいずれかからの特徴と組み合わされてもよい。さらなる実施形態では、追加の特徴が本明細書に記載される特定の実施形態に加えられてもよい。
従来技術に係る炭化水素水蒸気分解システムの概略図 従来技術に係る炭化水素水蒸気分解システムの対流セクションの概略図 本発明の一実施形態に係る炭化水素水蒸気分解システムの対流セクションの概略図。 粗製炭化水素原料ストリームから炭化水素気化原料生成物を生産する概略図。 本発明の一実施形態に係る炭化水素原料を気化するための他のプロセス。
図１は、水蒸気分解炉システムの従来の技術に係る主要構成（Ullman, Encyclopedia of industrial chemistry, p.470 2012 Wiley-VCH Verlag GmhH & Co.KGaA, Weinheim（非特許文献１）より引用。）を示す。本システムは、輻射セクション１２２および対流セクション１２１を有する水蒸気分解炉１２０を備える。輻射セクションは、炭化水素原料の実際の水蒸気分解が生じる煙管反応装置１２３を加熱するためのバーナー１２９を有する。バーナー１２９からの煙道ガスは煙管反応装置１２３を通過するように流れて、煙管反応装置１２３内における吸熱性の水蒸気分解プロセスに必要なエネルギーを提供する。煙道ガス１０８は、引き続いて水蒸気分解炉１２０の対流セクション１２１へ流れる。
炭化水素原料は、水蒸気分解炉の対流セクション１２１における過熱のために対流バンク１２７へ導かれる入口ストリーム１０１に導入されうる。対流バンク１２７は、図１ａでより詳述される。
ボイラ給水は、同様に、対流バンク１２７で加熱され、水蒸気ドラム１２４に移送されるストリーム１０４に導入される。
水蒸気ドラム１２４からの水蒸気は、対流バンク１２７内で過熱されて過熱高圧（ＶＨＰ）水蒸気ストリーム１０７を形成する。水蒸気１０２は、煙管反応装置１２３内で、混合し、水蒸気分解プロセスを実行するために炭化水素ストリームに注入される。ＶＨＰ水蒸気は、通常、５．０～１６．０ＭＰａの範囲の絶対圧を有する。
分解された炭化水素ガスは、煙管反応装置１２３から移送ライン熱交換器１２５へ流れ、分解された炭化水素ガスは、さらなる処理、すなわち蒸留のために冷却されてストリーム１２８として排出される。移送ライン熱交換器１２５で回収された分解ガスからの熱は、水蒸気ドラム１２４へ移送される。
図１ａは、水蒸気分解炉の対流セクション１２１の一例を示す。この例では、１８ｔ／ｈの希釈水蒸気と混合された４５ｔ／ｈの軽質炭化水素原料を処理する水蒸気分解炉の対流セクションの基本ケースが提示される。高温煙道ガスは、１１７３℃の温度で対流セクションに入る。ここで、対流バンクＬＭＰで原料を予熱し、対流バンクＥＣＯでボイラ給水を予熱し、対流バンクＬＳＨおよびＵＳＨにおいて、移送ライン熱交換器１２５によって発生された水蒸気を過熱することによって熱が回収される。
ナフサ１０１の軽質炭化水素原料は、当該軽質炭化水素原料がストリーム１０３を介して炉１２０の輻射セクション１２２にある煙管反応装置１２３に入る前に、送給予熱装置（Feed Pre Heater）ＦＰＨで予熱されて気化され、希釈水蒸気１０２と混合され、上部混合予熱装置（Upper Mixed Preheater）ＵＭＰにおいてさらに加熱され、下部混合予熱装置（Low Mixed Preheater）ＬＭＰにおいて６１２℃までさらに加熱される。エコノマイザー（Economizer）ＥＣＯ対流バンクにおいてボイラ給水１０４を予熱し、上部過熱装置（Upper Superheater）ＵＳＨにおいて水蒸気ドラム１２４からの水蒸気を過熱することによってさらなる熱が回収され、回収後幾らかのボイラ給水１０４が追加されて温度を急冷し、ボイラ給水１０４が下部過熱装置（Lower Superheater）ＬＳＨ対流バンクにおいてさらに過熱され、過熱された非常に高い圧力の水蒸気が生産される（１２．０ＭＰａ、４７０℃）。
この実施例のプロセス温度および熱移動量は以下の表１に示されている。
Figure 0007092755000001
高グレード、高温、高圧の水蒸気生産に利用可能な合計電力（ＥＣＯ、ＵＳＨおよびＬＳＨで伝達された熱）は、１１．０５ＭＷｔｈである。
図２において、炭化水素原料またはナフサが、必要とされる０．６～０．８ＭＰａの圧力で、蒸気として水蒸気分解炉へ供給される（２０１）場合に利用することができる比較例の対流セクション２２１が示されている。ボイラ給水２０４は、水蒸気ドラム１２４のために水を供給する。水蒸気ドラム１２４は、上部過熱装置対流バンクＵＳＨに水蒸気を供給し、当該水蒸気は、過熱されて下部過熱装置対流バンクＬＳＨに送られて、さらに過熱される。図１ａに示されるような原料予熱対流バンクＦＰＨは必要なくなり、水蒸気発生に関連するその他の対流バンクＥＣＯ、ＵＳＨ、およびＬＳＨが下記の表２の右手欄に示されるようにより高い熱移動量を得ることができ、他方、対流セクションにおいて変換された合計火力は、変わらずに３９．２２ＭＷである。
Figure 0007092755000002
表１と表２とを比較すると、ＵＭＰとＬＭＰに対するそれぞれのデューティは、変化されず、ＦＰＨが、この場合には（表２）では存在せず、対流セクションの合計電力は、図１ａの３９．３ＭＷの基本ケースと比べて、（概ね）同じ３９．２ＭＷであることを明らかにしている。さらなる熱は、本実施例ではＥＣＯ、ＵＳＨ、およびＬＳＨの対流バンクによって吸収されなければならない。この場合、非常に高い圧力の（Very High Pressure）水蒸気生産は、４２．０ｔ／ｈから４８．９ｔ／ｈに上昇する。したがって、炉内の対流バンクのサイズ変更および対流バンクへの蒸気ナフサの供給の明確な効果は、ＶＨＰ水蒸気生産が（４８．９－４２．０）／４２．０×１００％＝１６％だけ増加することである。
この場合、高グレード、高温、高圧のＶＨＰ水蒸気生産に利用可能な合計電力（ＥＣＯ、ＵＳＨ、およびＬＳＨで伝達される熱）は、１７．２９ＭＷｔｈである。
９７℃の水から４７０℃のＶＨＰ水蒸気へのＶＨＰ水蒸気生産に対する対応する電力の増加は、６．３ＭＷｔｈである。
ＶＨＰ水蒸気の増加を得るための前提条件は、気化ナフサを水蒸気分解炉１２０に導入することである。ナフサは、以下で記載されるように、０．６～０．８ＭＰａの圧力で気化され、水蒸気分解炉へ供給されることが必要である。
ナフサは、以下に記載されるように、０．６～０．８Ｐａの圧力で気化されかつ水蒸気分解炉へ供給される。
図３は、原油、水素分解器生成物、触媒分解器生成物、またはコーカー生成物などの粗製炭化水素原料からの炭化水素気化原料、すなわちナフサを、十分に高温高圧で図２の水蒸気分解炉へ提供できる精製プロセス３００を示す。
この好適な解決策では、水蒸気分解器１２０に炭化水素原料を提供する精製ユニットは、水蒸気分解炉１２０から独立して、水蒸気２０２と混合される生成物を十分な圧力で生成し、当該生成物を直接にＵＭＰ（図２）に送出する。これらの精製ユニットの炭化水素分留システムは、当該システムが効率的にそうするように適切に設計されるべきである。粗製炭化水素原料蒸留器の実施例は、図３で提供される。
粗製炭化水素原料は、脱塩され、従来の技術の石油蒸留器（生成物に対する延長された予熱を含む）に典型的であるように予熱されてストリーム３０１になり、このストリームは、粗製炭化水素原料ポンプを使用して中圧で熱交換器Ｈ－３０１へ圧送され、熱交換器Ｈ－３０１で、原油、水蒸気分解器に対するナフサの望ましい切点、および水蒸気分解器炉の要求事項によって決まる塔の圧力に応じて２２０～３５０℃の温度までさらに加熱されてストリーム３０２になる。
熱交換器Ｈ－３０１は、たとえば約１６０℃の温度で通常利用可能な水蒸気分解炉からの中圧水蒸気または冷却油のような適切な熱源によって加熱される炉、水蒸気加熱装置または任意の他のタイプの加熱装置でありうる。中圧（ＭＰ）水蒸気は、通常、０．８～２．０ＭＰａの絶対圧を有する。
予熱された炭化水素原料ストリーム３０２は、０．７～１．２ＭＰａの絶対圧で作動される中圧蒸留塔Ｃ－３０１に送られる。予熱された炭化水素原料ストリーム３０２の圧力は、主に、水蒸気分解器によって要求される蒸気ナフサ圧力および搬送ラインでの圧力降下によって決まる。粗製炭化水素原料を熱交換器Ｈ－３０１へ圧送する圧力は、熱交換器における圧力降下を克服しかつ０．７～１．２ＭＰａの範囲内で中圧蒸留塔Ｃ－３０１内の必要な圧力を得るための十分でなければならない。この圧送圧は、熱交換器のタイプによって変化してもよい。
蒸留塔Ｃ－３０１内の粗製炭化水素原料は、さらなる熱交換器、再沸騰器またはストリッピング水蒸気を使用して加熱されうる。中圧ストリッピング水蒸気３４２が、この中圧蒸留塔Ｃ－３０１の底部で１８０～３５０℃の温度範囲内にある粗製炭化水素原料に加えられることができる。大気圧蒸留塔Ｃ－３０２からの液体炭化水素原料ストリーム３２５は、以下に述べられるように、引き続く段、すなわち蒸留塔Ｃ－３０２から加えられることができる。
中圧蒸留塔Ｃ－３０１の底部では、ストリーム３１４に主に中間蒸留物および原油のより重質の留分を含む生成物が取り出される。頂部では、ナフサおよび水蒸気３０３を含むより軽質の成分が取り出される。このストリーム３０３の一部３０４は、熱交換器Ｈ－３０２で凝縮され、分離装置Ｖ－３０１で液体３０６に分離されてポンプＰ－３０１で液体の還流３０７として塔Ｃ－３０１に圧送されて戻される。
分離装置Ｖ－３０１からの蒸気生成物３０９は、より軽質の炭化水素原料ストリーム３３１に類似する炭化水素原料ストリーム３３２として水蒸気分解器１２０へ直接に送られることができ、異なる条件下でより重質の炭化水素原料ストリーム３３２を分解するために当該より重質の炭化水素原料ストリーム３３２およびより軽質の炭化水素原料ストリーム３３１の分離を保つためにわずかな利点がある。炭化水素原料ストリーム３３１中のより軽質成分のために、より重質な炭化水素原料ストリーム３３２よりも厳格な条件下で軽質の炭化水素原料ストリーム３３１を水蒸気分解することは利点でありうる。炭化水素原料３３１、３３２のストリームを全体的にまたは部分的に混合して水蒸気分解器１２０内で炉容量をより良好に使用することも可能である。
液体ナフサを生産することも可能である。このため、より軽質なナフサストリーム３１０からの水は、凝縮装置Ｈ－３０３において凝縮してストリーム３１１になる。より高い圧力のために、本システムは、従来の原油蒸留器と比べてより高い圧力で作動され、温度はより高く（１３０～１８０℃）、伝統的な原油蒸留器（＜１００℃）において回収する価値があるより多くの有益な熱を解放する。気化ユニットＶ－３０２は、ストリーム３０８中のＶ－３０１からのサワー水とともに処理のために送られるサワー水留分３１３およびＰ－３０３によってナフサ安定器塔へ圧送されうる不安定な（不安定化された）ナフサ留分３１２にストリーム３１１を分離し、ＬＰＧ留分３３３は、ガスプラントまたは燃料ガスネットワークに送られることができる。
中圧蒸留塔Ｃ－３０１からのストリーム３１４中の底部生成物は、熱交換器Ｈ－３０４によって３２０～３６０℃の温度にさらに加熱されて、低圧ストリーム３４３または低圧ストリッピング水蒸気とともに大気圧蒸留塔Ｃ－３０２に加えられる。低圧水蒸気は、通常、０．１～０．７ＭＰａの絶対圧を有する。大気圧蒸留塔Ｃ－３０２は、０．６ＭＰａ未満かつ大気圧（０．１ＭＰａ）を超える絶対圧で作動する。大気圧蒸留塔Ｃ－３０２は、大気圧蒸留塔Ｃ－３０２の頂部で中間蒸留物留分３１６を生産する。蒸留物収集容器Ｖ－３０３からの蒸気は、デキャンタＶ－３０４に送られ、当該蒸気は、凝縮装置Ｈ－３０５によって凝縮される。デキャンタＶ－３０４は、凝縮蒸気を、ガス処理プラントに送られる蒸気留分３２６と他のサワー水ストリーム３１３、３０８とともに処理のために送られるサワー水３２８に分離する。液体留分３２４は、説明のように、ポンプＰ－３０５によってストリーム３２５を介して中圧蒸留塔Ｃ－３０１に圧送される。
ストリーム３２１中の大気圧蒸留塔Ｃ－３０２の底部生成物３２１は、石油蒸留ユニット（全ての設備が示されているわけではない）では一般的な従来の減圧蒸留塔Ｃ－３０３によって処理されて中間蒸留物蒸気３３７、および軽質減圧ガス油、重質減圧ガス油および減圧蒸留残油３４０を生産する。
蒸留塔Ｃ－３０２から、揮発性成分が蒸留物収集容器Ｖ－３０３で分離され、凝縮装置Ｈ－３０６およびデキャンタＶ－３０４を介して液体留分が供給され（３２４）、ポンプＰ－３０５によって加圧されてストリーム３２５を介して中圧蒸留塔Ｃ－３０１に供給される。
上記の全ては、水蒸気分解器１２０が、図２に示す水蒸気分解炉１２０において加圧され気化されたナフサ／炭化水素原料ストリームを処理することができることを保証するためである。
水素分解器およびＦＣＣユニットは、典型的には主分留装置塔を有し、当該主分留装置塔は、加圧され気化された炭化水素原料を炭化水素分解器およびＦＣＣユニットに関連するすべての設備を有する中圧蒸留塔Ｃ－３０１および大気圧蒸留塔Ｃ－３０２と置き換えて、図２に示す水蒸気分解炉１２０に加圧されかつ気化された炭化水素原料を提供することもできる。
図４は、低グレード水蒸気を使用してナフサを気化する他のプロセス４００の一実施例を示す。
当該プロセス４００では、第一の熱交換器４０１は、低圧水蒸気４０５を使用して液体ナフサ４０４を加熱し、結果として加熱されたナフサストリームを得る。第二の熱交換器４０２は、中圧水蒸気を使用してナフサを加熱し、第三の熱交換器４０３は、２．５～４．５ＭＰａの絶対圧を有する高圧水蒸気を使用してナフサを加熱する。当該プロセスにおけるナフサは気化され、かつ当該気化されたナフサ４１１は、水素分解システム炭化水素の入口２０１へ送給されうる。
低圧、中圧および高圧水蒸気４０５、４０７、４０９は、熱交換器４０１、４０２、４０３において凝縮し、当該凝縮物は、それぞれ凝縮物ストリーム４０６、４０８、４１０に回収されうる。
温度および圧力ならびに対応する熱源の例は、以下の表３に示されている。
Figure 0007092755000003
表３から、気化ナフサを発生するためのこの実施例において、６．３５ＭＷｔｈの電力が必要であり、この６．３５ＭＷｔｈは、ＶＨＰ水蒸気生産のために必要な６．３ＭＷｔｈで相殺されることが明らかである。このように、低グレードＬＰおよびＭＰ水蒸気を使用することによって、１６％ＶＨＰ水蒸気の利得が達成される。
プロセス４００のより高い温度のために、ＶＨＰ水蒸気のエネルギーの単位は、中圧および低圧水蒸気のエネルギーの同様な単位よりも高価であり、かつ本解決策の正味の効果は、ＬＰ、ＭＰおよびＨＰ水蒸気のエネルギーの同じ単位がより高価なＶＨＰ水蒸気へ変換されるということである。本実施例では、ＬＰ、ＭＰ、ＨＰ水蒸気圧に対する圧力範囲は、同様の結果を得るために、それぞれ０．１～０．７ＭＰａ、０．８～２．０ＭＰａ、および２．５～４．５ＭＰａの範囲で取られることができる。
炭化水素原料の必要な圧力は、炭化水素原料供給部４１４から多段式熱交換プロセス４００の入口４０４へ必要な圧力まで炭化水素原料を圧送するポンプ４１５を使用して得ることができる。分離装置４１９は、すでに気化されたナフサまたは炭化水素原料が水蒸気分解炉１２０の炭化水素原料入口２０２への気化された炭化水素原料ストリーム４２０に移送される前に、当該すでに気化されたナフサまたは炭化水素原料から、液体、すなわち、水と、より重質（より高い分子量）の気化されていない炭化水素類を分離するために出口４１３に存在してもよい。
多段式熱交換プロセス４００は、中間ストリーム４１１、４１２において、さらには出口４１３においても追加の低グレードまたは中間グレード（ＬＰ、ＭＰ）水蒸気注入口を備えることができ有利である。低グレードまたは中間グレード（ＬＰ、ＭＰ）水蒸気を中間ストリーム４１１、４１２および４１３に注入することは、比較的に安価な水蒸気で炭化水素原料の気化プロセスを向上しかつ微調整し、他方、熱交換器４０１～４０３における熱要求が減少する。このように、特に段４０３では、より少ない高圧水蒸気４０９で済む。
１０１、２０１ 炭化水素原料入口ストリーム
１０２、２０２ 沸騰水ストリーム
１０３、２０３ 過熱された炭化水素原料
１０４、２０４ ボイラ給水入口
１２０ 水蒸気分解炉
１２１ 対流セクション
１２２ 輻射セクション
１２３ 煙管反応装置
１２４ 水蒸気ドラム
１２５ 移送ライン熱交換器
１２８ 分解ガス排気
１２９ バーナー
１３０ 高温の分解ガス
３０１ 原油
３０２ 加熱原油
３０３ ナフサ蒸留物
３０４ 凝縮および還流のためのナフサ部分
３０５ 凝縮および還流のための加熱されたナフサ部分
３０６ 液体
３０７ 還流物
３０８、３１３、３３４ サワー水
３０９ 蒸気生成物
３１０ より軽質のナフサストリーム
３１１ 凝縮水ストリーム
３１２、３３５ 液体ナフサ
３１４ 重質留分
３１５ 加熱された重質留分
３１６ 中間蒸留物留分
３２５ 液体中間蒸留物
３２８ サワー水
３３１ ナフサ
３３２ 軽質ナフサ
３３３、３２６ 液体石油ガス
３３６ 中間蒸留物、灯油、ディーゼル
３３７ 中間蒸留物蒸気
３４０ 減圧蒸留残油
３４２ 中圧ストリッピング水蒸気
３４３ 低圧ストリッピング水蒸気
４０１、４０２、４０３ 熱交換器段
４０４ 炭化水素原料入口ストリーム
４０５ 低圧水蒸気
４０６、４０８、４１０ 凝縮物ストリーム
４０７ 中圧水蒸気
４０９ 高圧水蒸気
４１１、４１２、４１３ 相互接続炭化水素原料ストリーム
４１４ 炭化水素原料供給
４１５ ポンプ
４１６、４１７、４１８ 水蒸気注入口
４１９ 分離装置
４２０ 気化された炭化水素原料ストリーム
Ｃ－３０１ 中圧蒸留塔
Ｃ－３０２ 大気圧蒸留塔
Ｃ－３０３ 減圧蒸留塔
Ｈ－３０１ 熱交換器
Ｈ－３０２ 熱交換器
Ｈ－３０３ 凝縮装置
Ｈ－３０５ 凝縮装置
Ｐ－３０３ ポンプ
Ｐ－３０５ ポンプ
Ｖ－３０１ 気化ユニット
Ｖ－３０２ 気化ユニット
Ｖ－３０３ 蒸留物収集容器
Ｖ－３０４ デキャンタ

Claims (8)

  1. 水蒸気分解炉で炭化水素原料を水蒸気分解するためのプロセスであって、
    前記水蒸気分解炉の外部の炭化水素原料気化手段を使用して、前記炭化水素原料を気化するステップと、
    前記気化された炭化水素原料を前記水蒸気分解炉の対流セクションにおける炭化水素原料過熱手段に送給するステップと、
    前記水蒸気分解炉の前記対流セクションの前記炭化水素原料過熱手段において前記水蒸気分解炉の輻射セクションからの導管ガスを使用して前記気化された炭化水素原料を過熱するステップと、
    第二の熱交換手段において前記水蒸気分解炉の輻射セクションからの前記導管ガスを使用して水蒸気発生器からの水蒸気を過熱するステップと、
    前記水蒸気分解炉の前記輻射セクションにおける煙管反応装置において前記過熱された炭化水素原料を分解ガスに水蒸気分解するステップと、を備えるプロセスであって、
    前記炭化水素原料気化手段は、炭化水素原料ポンプと、第一の熱交換器と、中圧蒸留塔と、を含み、
    前記炭化水素原料を気化するステップは、
    前記炭化水素原料ポンプを使用して前記炭化水素原料を加圧するステップと、
    ３５０℃以下の温度を有する伝熱媒体で加熱される前記第一の熱交換器において前記加圧された炭化水素原料を予熱するステップと、
    前記第一の熱交換器に接続された３５０℃以下の温度を有する伝熱媒体で加熱される前記中圧蒸留塔において前記予熱された炭化水素原料を蒸留するステップと、を備え、
    前記中圧蒸留塔は、０．７～１．２ＭＰａの絶対圧で作動され、かつ、
    前記中圧蒸留塔は、０．８～２．０ＭＰａの絶対圧を有する中圧ストリッピング水蒸気を使用する、プロセス。
  2. 前記中圧ストリッピング水蒸気は、１８０～３５０℃の温度を有する請求項１に記載のプロセス。
  3. 前記熱交換器は、１６０～３５０℃の温度を有する伝熱媒体を使用して加熱される請求項１に記載のプロセス。
  4. 前記炭化水素原料を気化する前記ステップは、
    第二の熱交換器において熱交換を介して前記中圧蒸留塔からの前記炭化水素原料の高沸点成分を予熱するステップと、
    当該予熱された炭化水素原料を低圧蒸留塔において、軽質蒸留物留分、中間質蒸留物留分および重質蒸留物留分の少なくとも一つに蒸留するステップと、をさらに備え、
    前記低圧蒸留塔は、０．１～０．６ＭＰａの絶対圧で作動される請求項１に記載のプロセス。
  5. 前記低圧蒸留塔は、０．１～０．７ＭＰａの絶対圧を有する低圧ストリッピング水蒸気を使用する、請求項４に記載のプロセス。
  6. 前記気化された炭化水素原料はナフサである、請求項１に記載のプロセス。
  7. 水蒸気分解炉で炭化水素原料を水蒸気分解するためのプロセスであって、
    前記水蒸気分解炉の外部の炭化水素原料気化手段を使用して、前記炭化水素原料を気化するステップと、
    前記気化された炭化水素原料を前記水蒸気分解炉の対流セクションにおける炭化水素原料過熱手段に送給するステップと、
    前記水蒸気分解炉の前記対流セクションの前記炭化水素原料過熱手段において前記水蒸気分解炉の輻射セクションからの導管ガスを使用して前記気化された炭化水素原料を過熱するステップと、
    第二の熱交換手段において前記水蒸気分解炉の輻射セクションからの前記導管ガスを使用して水蒸気発生器からの水蒸気を過熱するステップと、
    前記水蒸気分解炉の前記輻射セクションにおける煙管反応装置において前記過熱された炭化水素原料を分解ガスに水蒸気分解するステップと、を備えるプロセスであって、
    前記炭化水素原料を気化する前記ステップは、多段式熱交換手段において予熱するステップを備え、
    前記多段式熱交換手段において予熱する前記ステップは、
    ３５０℃以下の温度を有する低圧水蒸気を使用して第一の熱交換器段において炭化水素を予熱するステップ、
    ３５０℃以下の温度を有する中圧水蒸気を使用して第二の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、および、
    高圧水蒸気を使用して第三の熱交換器段で炭化水素を予熱するステップ、のうちの少なくとも二つを備え、
    前記多段式熱交換手段において、それぞれの前記熱交換器段の下流側のうち少なくとも１か所に設けられた水蒸気注入口に別の水蒸気を注入する、プロセス。
  8. ボイラ給水予熱手段において、前記水蒸気分解炉の前記輻射セクションからの煙道ガスを使用して水蒸気発生器用の沸騰給水を予熱するステップをさらに備える請求項１～７のいずれか１項に記載のプロセス。
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