KR100894400B1 - 벤젠 회수 유닛 에너지 효율 개선 방법 - Google Patents

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Abstract

본 발명은 벤젠 회수 유닛의 루프 구성을 최적화하여 전체 공정의 에너지 효율을 개선할 수 있는 방법에 관한 것이다. 본 발명에 따르면, 벤젠 회수 유닛을 구성하는 특정 분리탑의 상부 또는 하부 생성물의 열량을 회수하여 공장 내의 다른 시설에서 다시 이용하거나, 또는 특정 분리탑에서 사용되던 스팀의 양을 절감할 수 있게 됨으로써 전체 벤젠 회수 공정의 에너지 효율을 현저히 개선할 수 있게 되는 이점이 있다.
Figure R1020070122803
납사 분해 공장, 벤젠 회수 유닛, 분해가솔린 수첨 공정, 선분류 공정, 추출 공정, 탈알킬화 공정, 분해가솔린 수첨 반응기, C9 탄화수소 분리탑, 헥산 분리탑, HDA 반응기, 열교환기, 스팀

Description

벤젠 회수 유닛 에너지 효율 개선 방법 {Method for improving energy efficiency of Benzene Recovering Unit}
본 발명은 벤젠 회수 유닛의 루프 구성을 최적화하여 전체 공정의 에너지 효율을 개선할 수 있는 방법에 관한 것이다.
납사 분해 공장(Naphtha Cracking Center; 이하 'NCC'라 칭함)은 가솔린 유분인 납사(nathpha)를 약 750 내지 850℃의 온도에서 열 분해하여 석유 화학 제품의 기초 원료인 에틸렌, 프로필렌, 부틸렌 및 BTX(Benzene·Toluene·Xylene) 등을 생산하는 시설이다.
이러한 납사 분해 공장을 구성하는 유닛 중 벤젠 회수 유닛(Benzene Recovery Unit; 이하 'BRU'라 칭함)은 납사를 원료로 에틸렌 및 프로필렌 등을 생산하는 과정의 부산물인 열분해 가솔린(Raw Pyrolysis Gasoline; 이하 'RPG'라 칭함)을 사용하여 벤젠을 생산하는 유닛으로서, 상기 유닛에서 진행되는 공정은 크게 분해가솔린 수첨(Gasoline Hydrogenation; 이하 'GHT'라 칭함) 공정, 선분류 공 정(Prefraction; 이하 'PF'라 칭함), 추출(Extraction; 이하 'EXT'라 칭함) 공정 및 탈알킬화(Hydrodealkylation; 이하 'HDA'라 칭함) 공정으로 분류될 수 있다.
상기 중 GHT 공정은 RPG를 원료로 수소 첨가 및 탈황 반응을 진행한 후, 탄소수 5의 탄화수소 및 탄소수 6 이상의 탄화수소를 분리하는 공정이다. 이와 같은 GHT 공정은 다양한 방식으로 수행되고 있는데, 그 대표적인 예를 살펴보면 다음과 같다. 첫 번째 방식은 수소 첨가 반응이 수행되는 1차 GHT 반응기; 수소 첨가 및 탈황 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기; 및 탄소수 5의 탄화수소가 분리되는 펜탄 분리탑(depentanizer)에 원료인 RPG를 순차 경유시키는 방식이다. 또한, 상기 GHT 공정은 수소 첨가 반응이 진행되는 1차 GHT 반응기; 탄소수 5의 탄화수소가 분리되는 펜탄 분리탑; 수소 첨가 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기; 및 탈황 반응이 진행되는 탈거 장치(stripper)를 RPG가 순차 경유하는 방식으로 수행되기도 한다. 이와 같이 GHT 공정은 다양한 방식으로 수행될 수 있으나, 어느 경우이든 탄소수 5의 탄화수소 및 탄소수 6 이상의 탄화수소가 생산되며, 이 중 후자는 PF 공정의 헥산 분리탑(dehexanizer)로 보내지게 된다. PF 공정을 수행하는 유닛은 헥산 분리탑 및 C9 탄화수소 분리탑으로 구성된다. GHT 공정으로부터 도입된 원료는 우선 헥산 분리탑으로 도입되며, 여기에서 탄소수 6의 탄화수소 및 탄소수 7 이상의 탄화수소로 분리되게 된다. 상기 중 탄소수 6의 탄화수소는 EXT 공정으로 도입되고, 탄소수 7 이상의 탄화수소는 C9 분리탑에서 탄소수 10 이상의 탄화수소 및 탄소수 7 내지 9의 탄화수소로 분리된 후, 후자가 HDA 공정으로 도입되게 된다. EXT 공정은 PF 공정에서 생산된 탄소수 6의 탄화수소로부터 벤젠 등을 생산하는 공정이며, 상 기 공정은 추출기(extractor), 탈거 장치 및 재생 탑(recovery tower) 등의 장치를 사용하여 수행된다. 또한, HDA 공정은 PF 공정으로부터 도입된 탄소수 7 이상의 탄화수소를 원료로, 고온 고압 반응기에서의 탈알킬화 공정을 통해 벤젠을 생산한 후, 이를 EXT 공정에서 생산된 벤젠과 함께 벤젠 분리탑에 도입함으로써 고순도의 벤젠을 생산하는 공정이다.
전술한 벤젠 회수 공정을 수행하는 유닛의 구성 장치 중 가장 중요한 것은 원료에 포함된 다성분 물질을 각각의 비점 차이에 의해 분리하는 분리탑이며, 이러한 분리탑은 일반적으로 도 1에 나타난 바와 같이 구성된다. 도 1을 참조로 분리탑의 작동 원리를 개략적으로 설명한다. 분리탑에 원료(FEED)가 도입되면, 탑 내부에서는 재비기(reboiler)(1)에서 증발된 증기가 상부(탑정) 방향으로 올라가고, 응축기(2)에서 응축된 액체는 환류되어 하부(탑저) 방향으로 흐르게 된다. 탑 내부에서 상기 증기와 액체가 접촉하면, 증기는 응축되고 액체는 증발하게 되는데, 이 때 비점이 낮은 성분은 증발되는 경향이 강하고, 비점이 높은 성분은 응축되는 경향이 강하여 탑정으로 갈수록 저비점 성분의 농도가 증가한다. 이에 따라 분리탑 상부에서는 순수한 저비점 성분의 증기가 얻어지게 되는데, 상기 증기는 응축기(2)에 의해 응축되어 일부는 제품으로 생산되고, 일부는 탑정으로 다시 환류된다. 환류된 응축액(환류액)은 상부로 올라오는 고비점 성분을 응축시켜 탑저로 보내는데 사용된다. 한편, 탑저에서 배출되는 고비점 성분 역시 일부는 제품으로 생산되고, 다른 일부는 재비기에서 다시 증발된 후 분리탑 하단으로 보내져 탑 내부 성분을 증발시키는데 사용된다.
분리탑에서는 상기와 같은 원료 유입, 재비기(1)에 의한 증발 및 응축기(2)에 의한 응축과 환류 과정이 반복되면서, 고순도의 제품이 생산되는데, 이 때 순환되는 환류액에 따라 재비기에서 막대한 양의 에너지, 즉 스팀이 사용된다. 따라서, 이와 같은 분리탑이 복수개 조합되어 구성되는 벤젠 회수 유닛 역시 다량의 스팀이 요구된다.
그런데 실제 생산 공정에서는 상기와 같이 다량 소요되는 스팀의 대부분을 외부로부터의 매입에 의존하고 있고, 이에 따른 경제적 손실이 매우 크다. 이와 같은 경제적 손실을 보상하는 방법으로 벤젠 회수 유닛에서 생산되는 배출물 중 공정 상의 이유로 강제 냉각되고 있는 열량을 다시 활용하거나, 또는 분리탑 재비기 자체에서의 스팀 사용량을 줄이는 방법 등을 생각할 수 있다. 그러나, 상기와 같은 방안은 BRU 배출물의 열량 부족 및 가동 조건의 변경 곤란 등의 문제점으로 인해 실현이 용이하지 않다.
본 발명은 전술한 종래의 문제점을 고려하여 이루어진 것으로, 다량의 에너지를 사용하는 벤젠 회수 유닛의 에너지 효율을 개선할 수 있는 방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.
본 발명은 상기 과제를 해결하기 위한 수단으로서, 열분해 가솔린을 원료로 하여 탄소수 6 이상의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6 이상의 탄화수소를 선분류 공정으로 도입하는 분해가솔린 수첨 공정; 분해가솔린 수첨 공정으로부터 도입된 탄화수소를 원료로 하여 탄소수 6의 탄화수소 및 탄소수 7 내지 9의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6의 탄화수소는 추출 공정으로 도입하며, 상기 탄소수 7 내지 9의 탄화수소는 탈알킬화 공정으로 도입하는 선분류 공정; 선분류 공정으로부터 도입된 탄화수소를 원료로 하여 벤젠을 생산하는 추출 공정 및 탈알킬화 공정을 수행하는 벤젠 회수 공정에 있어서,
(1) 분해가솔린 수첨 공정의 1차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물을 분해가솔린 수첨 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 원료와 열교환시키는 단계;
(2) 분해가솔린 수첨 공정의 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계;
(3) 분해가솔린 수첨 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 하부 생성물을 선 분류 공정의 헥산 분리탑으로 직접 도입하는 단계;
(4) 선분류 공정의 C9 탄화수소 분리탑의 상부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계;
(5) 탈알킬화 공정의 HDA 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계.
로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 단계를 수행하는 것을 특징으로 하는 벤젠 회수 공정 에너지 효율 개선 방법을 제공한다.
본 발명에 따르면, 벤젠 회수 유닛을 구성하는 특정 분리탑의 상부 또는 하부 생성물의 열량을 적절히 회수하여 공장 내의 다른 시설에서 이용하거나, 또는 상기 분리탑에서 사용되던 스팀의 양을 절감할 수 있게 됨으로써 전체 공정의 에너지 효율을 현저히 개선할 수 있다.
본 발명은, RPG를 원료로 하여 탄소수 6 이상의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6 이상의 탄화수소를 PF 공정으로 도입하는 GHT 공정; GHT 공정으로부터 도입된 탄화수소를 원료로 하여 탄소수 6의 탄화수소 및 탄소수 7 내지 9의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6의 탄화수소는 EXT 공정으로 도입하며, 상기 탄소수 7 내지 9의 탄화수소는 HDA 공정으로 도입하는 PF 공정; PF 공정으로부터 도입된 탄 화수소를 원료로 하여 벤젠을 생산하는 EXT 공정 및 HDA 공정을 수행하는 BRU 공정에 있어서,
(1) GHT 공정의 1차 GHT 반응기 하부 생성물을 GHT 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치의 원료와 열교환시키는 단계;
(2) GHT 공정의 2차 GHT 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계;
(3) GHT 공정의 펜탄 분리탑 하부 생성물을 PF 공정의 헥산 분리탑으로 직접 도입하는 단계;
(4) PF 공정의 C9 탄화수소 분리탑의 상부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계; 및
(5) HDA 공정의 HDA 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계
로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 단계를 수행하는 것을 특징으로 하는 BRU 공정의 에너지 효율 개선 방법에 관한 것이다. 본 발명에 따르면, BRU를 구성하는 특정 분리탑의 상부 또는 하부 생성물의 열량을 회수하여 NCC 공장 내의 다른 시설에서 이용하거나, 또한 상기 분리탑에서 사용되던 스팀의 양을 절감할 수 있게 됨으로써 전체 BRU 공정의 에너지 효율을 개선할 수 있게 되는 이점이 있다. 이와 같은 본 발명의 에너지 효율 개선 방법은 크게 다섯 가지의 방법으로 분류될 수 있으며, 상기는 단독 또는 두 개 이상의 조합으로 BRU에 적용될 수 있다.
이하, 본 발명의 에너지 효율 개선 방법의 각 단계를 구체적으로 설명하며, 이를 위해 사용되는 기호의 의미를 정의하면 다음과 같다. 즉, 이하 명세서에서 사용되는 기호 『Cn』은 탄소수 n의 탄화수소를 의미하고, 『Cn-m』은 탄소수 n 내지 m의 탄화수소를 의미하며, 『Cn+』 및 『Cn-』는 각각 탄소수 n 이상 및 n 이하의 탄화수소를 의미한다.
본 발명의 에너지 개선 방법의 첫 번째 태양은 BRU에서 수행되는 공정 중 GHT 공정의 1차 GHT 반응기의 하부 생성물을 GHT 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치의 원료와 열교환시키는 방법이다 (이하 『제 1 방법』이라 칭하는 경우가 있다.). 이와 같은 본 발명의 제 1 방법에 따르면, 기존 공정에서는 단순히 강제 냉각되고 있던 GHT 반응기 하부 생성물이 갖는 열량을 사용하여, 펜탄 분리탑 또는 헥산 분리탑으로 도입되는 원료를 승온시킴으로써, 상기 분리탑 재비기에서의 스팀 사용량을 절감할 수 있다.
상기와 같은 본 발명의 명확한 이해를 돕기 위하여, 도면을 참조로 본 발명의 방법이 수행되는 벤젠 회수 공정을 개략적으로 설명하면 하기와 같다. 즉, 도 2에 나타난 바와 같이, BRU에서 수행되는 주요 공정으로는 GHT 공정, PF 공정, EXT 공정 및 HDA 공정을 들 수 있다. 이 중 GHT 및 PF 공정이 수행되는 과정은 첨부된 도 3, EXT 공정이 수행되는 과정은 도 4, 그리고 HDA 공정이 수행되는 과정은 도 5에 나타나 있다.
도 3에 나타난 GHT 공정에서는 원료인 RPG가 1차 GHT 반응기(3)로 도입되어 수첨 공정이 진행되며, 이에 의해 원료 내의 디올레핀이 파라핀으로 전환된다. 상 기 1차 GHT 반응기(3)의 하부 생성물의 일부는 분리기(F1) 등을 거쳐 2차 GHT 반응기(4)로 도입되고, 일부는 냉각기(C1)에서 강제 냉각되어 다시 1차 GHT 반응기(3)로 회수된다. 상기 2차 GHT 반응기(4)에서는 원료 중 미반응 올레핀이 수첨 반응에 의해 파라핀으로 전환되고, 황이 탈황 공정에 의해 황화 수소로 전환, 제거된다. 이어서, 2차 GHT 반응기(4)의 하부 생성물은 복수의 열교환기(E1, E2, E3, E4)를 거친 후, 냉각기(C2) 및 분리기 (F2)를 순차로 경유하여 펜탄 분리탑(5)으로 도입된다. 상기 펜탄 분리탑(5)에서는 도입된 원료가 C5 및 C6+로 분리되며, 이 중 C6+는 PF 공정으로 도입되게 된다. 이어지는 PF 공정에서는 먼저 C6+가 헥산 분리탑(6)으로 도입되는데, 이는 상기 분리탑(6)에서 C6 및 C7+로 분리되고, 이 중 C6는 EXT 공정으로 도입된다. 또한, 상기 C7+는 C9 분리탑(7)에서 C7-9 및 C10으로 분리되고, C7-9가 HDA 공정으로 도입되게 된다. 이와 같은 GHT 공정은 또한 원료인 RPG가 수첨 반응이 진행되는 1차 GHT 반응기, C5 및 C6+의 분리가 수행되는 펜탄 분리탑, 상기 C6+에 대해 수첨 반응이 진행되는 2차 GHT 반응기 및 탈황 공정이 진행되는 탈거 장치을 순차로 경유하면서 진행되기도 한다. 이와 같은 두 번째 GHT 공정은 탈거 장치가 추가되고, GHT 반응기에서 진행되던 탈황 공정이 상기 탈거 장치에서 진행된다는 점에서 첫 번째 GHT 공정과는 차이가 있다. 그러나, GHT 공정이 어떠한 방식으로 수행되더라도, 상기 공정에서는 C5 및 C6+가 분리되고, 상기 C6+가 PF 공정의 헥산 분리탑으로 도입되게 된다.
도 4에 나타난 EXT 공정에서는 PF 공정에서 생산된 C6이 추출기(extractor)(8)에서의 추출, 탈거 장치(stripper)(9)에서의 탈거 및 재생 탑(recovery tower)(10)에서의 재생 공정을 거쳐 벤젠으로 생산되며, 이는 벤젠 분리탑(13)으로 도입되어 고순도의 벤젠으로 정제된다. 또한, 도 5에 나타난 HDA 공정에서는 원료로서 C9 분리탑에서 도입된 C7-9가 HDA 반응기(11)로 도입되어 탈알킬화 반응을 통해 벤젠으로 생산된다. 이와 같이 생산된 벤젠은 다시 정합탑 (stabilizer)(12)을 거친 후에, EXT 공정에서 생산된 벤젠과 함께 벤젠 분리탑(13)으로 도입되어 고순도의 벤젠으로 정제되게 된다.
본 발명의 제 1 방법은 상기와 같이 수행되는 BRU 공정 중 GHT 공정에 있어서, 냉각기에 의해 강제 냉각되던 1차 GHT 반응기 하부 생성물과 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치로 도입되는 원료의 열교환을 수행하는 것을 특징으로 한다. 이와 같은 열교환 과정을 거쳐 고온의 1차 GHT 반응기 하부 생성물로 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치의 원료를 승온함으로써, 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치에 사용되는 스팀을 절감할 수 있게 되는 이점이 있다. 첨부된 도 6는 본 발명의 제 1 방법에 따른 열교환을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타낸다. 본 발명에서는 상기 도 6에 나타난 바와 같이 2차 GHT 반응기(4)에서 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S)로 도입되는 원료의 흐름이 1차 GHT 반응기(3)의 하부 생성물의 흐름과 교차되도록 배관을 설계하고, 상기 교차점에 열교환기(E5)를 설치하여 수행될 수 있다.
특별히 한정되는 것은 아니지만, 상기 열교환기(E5)에서 열교환이 수행되는 1차 GHT 반응기 하부 생성물은 1차 GHT 반응기(3) 하부 생성물의 분리기(F1) 및 냉각기(C1) 사이의 유체 흐름(EF1)인 것이 바람직하다. 또한, 상기에서 열교환이 수행되는 1차 GHT 반응기(3) 하부 생성물의 분리기(F1) 및 냉각기(C1) 사이의 유체 흐름(EF1)의 온도는 100 내지 150℃의 범위에 있는 것이 바람직하다. 상기 온도가 100℃보다 작으면, 원료의 승온 효과가 미미하여, 스팀 절감 효과가 떨어질 우려가 있고, 150℃를 초과하면, 후속 공정에서 섭동(fluctuation) 및/또는 범람(flooding) 현상의 발생 또는 경제성 저하 등의 문제가 발생할 우려가 있다.
상기 제 1 방법에 있어서, 열교환되는 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S) 원료는 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물의 분리기(F2) 및 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S) 사이의 유체 흐름(EF2)인 것이 바람직하다.
본 발명의 제 1 방법에서는 이와 같은 열교환이 수행된 후 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S)로 도입되는 원료의 온도가 100 내지 140℃인 것이 바람직하다. 상기 온도가 100℃보다 작으면, 스팀 절감 효과가 떨어질 우려가 있고, 140℃를 초과하면, 후속 공정에서 섭동 및/또는 범람 현상의 발생 또는 경제성 저하 등의 문제점이 일어날 우려가 있다..
본 발명의 제 1 방법에서는 또한, 후속 공정에서 발생할 수 있는 섭동 및 범람 현상 방지의 관점에서, 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치를 경유한 원료가 도입되는 선분류 공정의 헥산 분리탑(6)의 상부 생성물인 C6의 분리 효율을 0.7 내지 0.99 범위로 제어하는 것이 바람직하다. 전술한 바와 같이 GHT 반응기의 하부 생성물의 열량을 이용하여 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S)로 도입되는 원료를 승온하면, 상기와 연결된 선분류 공정의 헥산 분리탑(6)으로 도입되는 원료의 온도도 상승하게 된다. 이 경우, 헥산 분리탑(6) 재비기에서의 스팀 사용량을 절감할 수 있게 되는 이점이 있다. 그러나, 헥산 분리탑(6)은 일반적으로 상부가 좁게 설계되 어 있어서, 원료의 승온은 분리탑(6)에 과다한 기체 부하가 걸리게 한다. 그런데 이와 같은 과도한 기체 부하는 헥산 분리탑 상부에서 범람 현상을 유발할 우려가 있다. 또한, 헥산 분리탑(6)으로 도입되는 원료는 C6 이상의 탄화수소를 포함하는 대표적인 다성분계 물질이기 때문에, 온도의 상승은 후속 공정에서의 섭동 현상을 유발할 위험성을 가진다. 이와 같이 섭동 또는 범람 현상이 발생하면, 공정 전체의 효율이 오히려 감소될 우려가 있다. 이에 따라, 본 발명에서는 원료에 대한 사전 분석에 의한 성분 변화의 예측 및 공정의 변동 요인에 대한 모니터링을 통해 헥산 분리탑(6)의 분리 효율을 전술한 범위로 제어함으로써, 안정적인 공장 가동이 가능하다는 점을 발견하였다. 상기 분리 효율이 0.7 보다 작으면, 최종 제품의 순도가 떨어져 경제성이 저하될 우려가 있고, 0.99를 초과하면, 재비기에서의 스팀 사용량이 큰 폭으로 증가한다.
본 발명의 제 1 방법에서 헥산 분리탑(6) 상부의 분리 효율을 전술한 범위로 제어하는 것은 다양한 구동 조건의 조작을 통해 가능하며, 이 분야의 평균적 기술자는 전체 공장 구동 조건을 감안하여 상기 분리 효율을 자유롭게 조절할 수 있다. 이와 같은 방법의 일 태양으로는 상기 헥산 분리탑(6) 상부에서의 환류량을 제어하는 방법을 들 수 있다. 예를 들면, 본 발명의 제 1 방법에서는 상기 분리탑(6) 상부의 환류비(환류량/탑정 생산량)를 0.5 내지 1의 범위로 제어함으로써 전술한 분리 효율을 달성할 수 있다. 그러나, 상기 환류량 제어는 본 발명의 일 태양에 불과하며, 상기 외에도 다양한 방법을 통해 목적하는 분리 효율을 용이하게 제어할 수 있다.
본 발명의 에너지 개선 방법의 두 번째 태양은 BRU에서 수행되는 공정 중 GHT 공정에서 사용되는 2차 GHT 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 방법이다 (이하 『제 2 방법』이라 칭하는 경우가 있다.). 이와 같은 본 발명의 제 2 방법에 따르면, 기존에는 단순히 강제 냉각되던 2차 GHT 반응기의 고온 배출물 (약 170℃)의 열량을 이용하여 스팀을 생산하고, 이를 공장 내 다른 시설에서 다시 활용할 수 있기 때문에, 전체 공정의 에너지 효율을 현저히 개선할 수 있게 되는 이점이 있다.
구체적으로, 본 발명의 제 2 방법은 전술한 BRU 공정의 GHT 공정에 있어서, 냉각기에 의해 강제 냉각되던 2차 GHT 반응기 하부 생성물의 열량을 사용하여 스팀, 바람직하게는 저압 스팀(Low-pressure steam; 이하 'LS'라 칭함)을 생산하는 것을 특징으로 한다. 이와 같이 스팀을 생산하는 방법은 특별히 한정되지 않으며, 예를 들면 2차 GHT 반응기 하부 생성물이 흐르는 배관 상에 열교환기를 설치하고, 상기 열교환기로 물을 공급함으로써 수행될 수 있다.
첨부된 도 7은 본 발명의 제 2 방법을 적용하기 전의 루프 구성을 나타내며, 도 8은 본 발명의 제 2 방법을 적용하여 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물의 열량을 회수하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타낸다. 도 7에 나타난 바와 같이, 기존 BRU 공정에서 2차 GHT 반응기(4)의 하부 생성물은 도입되는 수소 및 RPG 원료를 열교환에 의해 승온(수소의 경우 E1 → E2 → E4; RPG의 경우 E3에서 수행)한 후에, 냉각 수단(Air fan cooler(C2-1) 및 cooling water(C2-2))(C2)에 의해 냉각되어 탈거 장치 또는 펜탄 분리탑으로 도입되고 있었다.
그러나, 본 발명의 제 2 방법에서는 상기와 같이 강제 냉각되던 2차 GHT 반응기(4)의 하부 생성물의 열량을 이용하여 스팀을 생산한다. 이때 열교환이 수행되는 2차 GHT 반응기의 하부 생성물은, 도 8에 나타난 바와 같이, 2차 GHT 반응기(4)로부터 배출되는 하부 생성물 및 수소의 세 번째 열교환이 수행되는 열교환기(E4) 및 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물의 냉각 수단(C2) 사이의 유체 흐름인 것이 바람직하다. 이와 같은 열교환을 수행하는 방법은 특별히 한정되지 않으며, 예를 들면 도 8에 나타난 바와 같이 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물이 지나는 배관 상에 열교환기(E5)를 설치하고, 상기 열교환기(E5)에 물(BFW)을 공급함으로써 수행할 수 있다.
상기 본 발명의 제 2 방법에서 물과 열교환이 수행되는 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물의 온도는 150 내지 200℃의 범위에 있는 것이 바람직하다. 상기 온도가 150℃ 보다 작으면, 발생된 스팀의 열량이 떨어져, 공장 내 타 시설에서의 활용이 어려워질 우려가 있고, 200℃를 초과하면, 분리 효율에 악영향을 미칠 우려가 있다. 본 발명의 제 2 방법에서는 또한 생산된 스팀의 열량을 보충하여 공장 내의 타 시설에서의 활용도를 높이기 위하여, 열교환에 의해 생산된 스팀을 증기 압축기(steam compressor) 등의 수단으로 가압하는 단계를 추가로 수행할 수 있다.
본 발명의 제 2 방법은 또한 첨부된 도 8에 나타난 바와 같이, 물과의 열교환이 수행된 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물 및 수소의 열교환을 수행하는 단계를 추가로 포함할 수 있다. 이러한 열교환은 스팀이 생산되는 열교환기(E5) 및 냉각 수단(C2) 사이에 추가적인 열교환기(E6)를 설치하고, 상기 열교환기(E6)로 수소를 통과시킴으로써 수행할 수 있다. 이와 같이 수소와의 열교환을 추가로 수행함으로써 얻을 수 있는 이점을 도 8을 참조로 설명한다. 상기 도 8의 루프 구성에 따르면, 2차 GHT 반응기(4)로 도입될 수소는 2차 GHT 반응기 하부 생성물과의 열교환(E6)을 통하여 1차적으로 예열된 후, 다시 복수의 열교환기(E4 → E2 → E1)을 거쳐 반응기(4)로 도입될 것이다. 이와 같이 수소가 1차적으로 예열된 후에 다른 열교환기(E4, E2, E1)로 도입되는 결과, 스팀 생산 전의 2차 GHT 반응기(4) 하부 생성물은 수소의 예열을 위한 열량은 보다 적게 소모하게 된다. 이에 따라 스팀 생산 지점(E5)에 도달하는 하부 생성물은 보다 많은 열량을 가지게 되어, 물을 스팀으로 전환하는 효율이 보다 증가될 수 있게 된다.
본 발명에서는 상기와 같은 방법에 의해 생산된 스팀을 NCC 공장 내 타 부분으로 적절히 이송, 재활용함으로써 공장 전체의 에너지 효율을 개선할 수 있다. 이에 따라 본 발명에서는 상기에서 생산된 스팀을 NCC 공장의 에탄 분리탑, 프로판 분리탑 및 부탄 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상으로 공급하는 단계를 추가로 포함하는 것이 바람직하다. 그러나, 상기는 본 발명의 일 태양에 불과하며, 본 발명에서는 스팀의 열량 및/또는 공장의 구동 상태에 따라 생산 스팀이 이송되는 부분을 적절히 조정할 수 있다.
본 발명의 제 2 방법에서는 또한 상기 2차 GHT 반응기(4)의 하부 생성물이 이송되는 배관의 구경을 10 내지 14 인치로 조절하는 것이 바람직하다. 본 발명의 제 2 방법을 수행하기 위하여, 상기와 같이 기존의 루프에 다수의 추가적인 열교환기를 설치할 경우, 공정 전체의 압력 손실이 증가하여 수소 및 반응기 배출물의 흐 름이 저해될 우려가 있으나, 상기와 같이 배관의 구경을 제어함으로써 전술한 바와 같은 압력 손실을 보상할 수 있게 된다.
본 발명의 에너지 개선 방법의 세 번째 태양은 BRU에서 수행되는 공정 중 GHT 공정에서 사용되는 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치의 하부 생성물을 PF 공정의 헥산 분리탑으로 직접 도입하는 방법이다 (이하 『제 3 방법』이라 칭하는 경우가 있다.). 상기 본 발명의 제 3 방법에 따르면, 기존에 필수적으로 수행되던 냉각 등의 완충 공정 없이 원료를 직접 헥산 분리탑에 도입하면서도 공장의 안정적인 가동이 가능하다. 이에 따라 제 3 방법에서는 선분류 공정의 헥산 분리탑에서 소모되는 스팀의 양을 절감할 수 있다.
즉, 전술한 BRU 공정 중에서 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S)에서 배출되어 헥산 분리탑(6)으로 도입되는 원료(C6+)는 매우 고온 상태(약 130℃)이다. 그런데 상기 고온 상태의 원료는 탄소수 6 이상의 탄화수소를 모두 포함하는 다성분계 물질이기 때문에, 이를 직접 헥산 분리탑(6)으로 도입할 경우 후속 공정에서 함유 성분의 급격한 변동으로 인한 섭동 현상이 발생할 우려가 크다. 이에 따라 현재 모든 NCC 공장에서는, 도 9에 나타난 바와 같이, 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치(5 또는 S)에서 배출된 원료를 냉각기(C3)에서 강제 냉각시키고, 저장 태크(T)에서 저장시킨 후에 헥산 분리탑(6)으로 도입하는 완충 공정을 수행하고 있다. 그러나, 본 발명의 제 3 방법에서는 상기와 같은 완충 공정을 생략하고, 상기 원료의 전부 또는 일부를 직접 헥산 분리탑(6)으로 도입한 것을 특징으로 한다.
첨부된 도 10은 본 발명의 제 3 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타낸다. 즉, 상기 방법에서는 냉각기(C3) 및 저장 탱크(T)가 설치된 배관을 흐르는 기존 원료의 흐름(A)을 바이패스(bypass)하는 배관(B)을 신설함으로써 완충 공정 없이 원료를 직접 헥산 분리탑(6)으로 도입할 수 있다. 이 때 직접 헥산 분리탑(6)으로 도입되는 원료(펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 하부 생성물)의 온도는 90 내지 130℃의 범위에 있는 것이 바람직하다. 상기 온도가 90℃보다 작으면, 헥산 분리탑(6)에서의 스팀 절감 효과가 떨어질 우려가 있고, 130℃를 초과하면, 온도가 지나치게 높아져 후속 공정에서 섭동 또는 범람 현상이 발생할 우려가 있다
본 발명의 제 3 방법에서는 또한 상기와 같은 방식으로 도입된 원료를 분리하는, 헥산 분리탑(6) 상부의 C6 분리효율을 0.7 내지 0.99의 범위로 제어하는 것이 바람직하다. 전술한 바와 같이 완충 공정을 수행하지 않고, 원료를 직접 도입하게 되면, 후속 공정에서 섭동 현상이 발생될 우려가 있으나, 본 발명에서는 헥산 분리탑(6)의 분리 효율을 전술한 범위로 제어함으로써, 냉각 공정 및 저장 탱크에 의한 완충 기능이 없이도, 안정적인 공장 가동이 가능하다. 상기 분리 효율이 0.7 보다 작으면, 최종 제품의 순도가 지나치게 떨어져 경제성이 저하될 우려가 있고, 0.99를 초과하면 재비기에서의 스팀사용량이 급격히 증가할 우려가 있다.
본 발명의 제 3 방법에서 헥산 분리탑(6) 상부의 분리 효율을 전술한 범위로 제어하는 방법의 일례로는 상기 헥산 분리탑(6) 상부의 환류량을 제어하는 방법을 들 수 있는데, 예를 들면 상기 분리탑(6) 상부의 환류비(환류량/탑정 생산량)를 0.5 내지 1의 범위로 제어함으로써 전술한 분리 효율을 달성할 수 있다. 그러나, 상기 환류량 제어는 본 발명의 일 태양에 불과하며, 상기 외에도 다양한 방법을 통해 목적하는 분리 효율을 용이하게 제어할 수 있다.
본 발명의 에너지 개선 방법의 네 번째 태양은 BRU에서 수행되는 공정 중 PF 공정에서 사용되는 C9 탄화수소 분리탑 상부로 물을 공급하여, 공급된 물 및 C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 방법이다 (이하 『제 4 방법』이라 칭하는 경우가 있다.). 상기 본 발명의 제 4 방법에 따르면, 기존에는 공정 상의 이유로 강제 냉각되던 C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물의 열량을 이용하여 스팀을 생산하고, 이를 공장 내 다른 시설에 활용할 수 있다.
첨부된 도 11은 C9 탄화수소 분리탑(7)에서 수행되던 기존 공정의 흐름을 개략적으로 나타낸 도면이다. 도 11에 나타난 바와 같이 C9 및 C10+를 분리하는 C9 탄화수소 분리탑에서는 약 150℃ 이상의 고온의 상부 생성물이 약 30 ton/hr의 유량으로 생성되고, 이는 냉각기(Air Fan Cooler)(C3)에 의해 강제 냉각되고 있었다. 상기 폐열은 에너지 효율의 관점에서는 물론 하절기의 대기 온도 상승으로 인한 병목(bottleneck)으로 작용할 우려가 있으므로, 유용한 에너지로 전환할 필요가 있다. 이에 따라 본 발명에서는, 예를 들면 첨부된 도 12에 나타난 바와 같은 열량 회수 루프를 구성하여, C9 탄화수소 분리탑의 상부 생성물 열량을 회수하게 된다. 즉, 본 발명에서는 도 12에 나타난 바와 같이, C9 탄화수소 분리탑(7) 상부 및 냉각기(C3) 사이의 배관에 열교환기(E7)를 설치하고, 상기 열교환기(E7)에 물(응축수, condensate)을 공급함으로써 스팀을 생산할 수 있다.
이때 물과의 열교환이 수행되는 C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물의 온도는 135 내지 155℃의 범위에 있는 것이 바람직하다. 상기 온도가 135℃보다 작으면, 발생된 스팀의 열량이 떨어져, 공장 내 타 시설에서의 활용이 어려워질 우려가 있고, 155℃를 초과하면, 분리 효율에 악영향을 미칠 우려가 있다. 본 발명의 제 4 방법에서는 또한 전술한 제 2 방법에서와 동일한 이유로 생산된 스팀을 증기 압축기로 가압하는 단계를 추가로 수행할 수 있다.
본 발명의 제 4 방법에서는 상기와 같은 방법에 의해 생산된 스팀을 NCC 공장 내 타 부분으로 적절히 이송하여, 이를 다시 활용함으로써 공장 전체의 에너지 효율을 개선한 것을 특징으로 한다. 이에 따라 본 발명의 제 4 방법에서는 상기에서 생산된 스팀을 납사 분해 공장에서 스팀을 필요로 하는 곳으로 이송하여 활용할 수 있으며, 그 예로는 에탄 분리탑, 프로판 분리탑 및 부탄 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상으로 공급하는 단계를 추가로 포함하는 것이 바람직하다. 그러나, 상기는 본 발명의 일 태양에 불과하며, 본 발명에서는 스팀의 열량 및/또는 공장의 구동 상태에 따라 생산 스팀이 이송되는 부분을 적절히 조정할 수 있다.
본 발명의 에너지 개선 방법의 다섯 번째 태양은 BRU에서 수행되는 공정 중 HDA 공정의 HDA 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 방법이다 (이하 『제 5 방법』이라 칭하는 경우가 있다.). 상기 제 5 방법에 따르면, HDA 반응기 하부 생성물의 열량을 이용하여 스팀을 생산하고, 이를 공장 내 다 른 시설에 활용할 수 있다.
첨부된 도 13은 HDA 반응기를 포함하는 기존 HDA 공정의 개략적인 흐름을 나타낸다. 기존 공정에서 HDA 공정으로 유입되는 원료(FEED, C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물)는 복수의 열교환기를 순차로 경유(E8 → E9 → E10)하면서, HDA 반응기(11)의 하부 생성물과 열교환을 수행한 후에, 보일러(15)로 도입된다. HDA 반응기(11) 내부에서 일어나는 반응은 발열 반응이고, 따라서 상기 반응기(11)의 하부 생성물은 고온 상태(약 650℃)인 반면, HDA 공정으로 유입되는 원료는 상온으로 저온 상태이다. 따라서, 상기 열교환 과정을 통해 저온의 HDA 원료가 약 450 내지 550℃ 정도로 예열되어 보일러(15)에 도입되게 된다. 보일러(15)를 거쳐 HDA 반응기(11)를 경유한 고온의 하부 생성물은 전술한 원료(FEED)와의 열교환(E10, E9)을 수행한 후, 정합탑(12)의 하부 생성물과 열교환(E11)을 수행한다. 그 후 상기 하부 생성물은 정합탑(12)으로 원료를 도입하는 분리기(F3)의 하부 생성물과의 열교환(E12) 및 원료(FEED)와의 열교환(E8)을 거친 후에 상기 분리기(F3)로 도입된다. 이어서, 상기 분리기(F3)의 하부 생성물은 HDA 반응기(11)의 하부 생성물과의 전술한 열교환(E12)을 수행한 후에 정합탑(12)으로 도입된다.
첨부된 도 14는 본 발명의 일 태양에 따라 제 5 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타낸다. 도 14에 나타난 바와 같이, 제 5 방법에서는 HDA 반응기(11) 하부 생성물 및 물과의 열교환을 수행하여 스팀을 생산하는 것을 특징으로 하며, 이 때 열교환이 수행되는 HDA 반응기(11) 하부 생성물은 정합탑(12) 하부 생성물과 열교환(E11)을 수행한 후의 유체 흐름(EF3)인 것이 바람직하다. 이와 같은 열교환을 수행하는 방법은 특별히 한정되지 않으며, 상기 유체 흐름이 지나는 배관 상에 열교환기(E13)를 설치하고, 상기 교환기(E13)로 물을 공급함으로써 수행할 수 있다. 이 때 상기 열교환이 수행되는 유체 흐름(EF3)의 온도는 200 내지 300℃인 것이 바람직하다. 상기 온도가 200℃ 보다 작으면, 스팀 생산 효율이 떨어질 우려가 있고, 300℃를 초과하면, 공정 효율에 악영향을 미칠 우려가 있다. 본 발명의 제 5 방법에서는 상기와 같이 열교환이 수행되는 유체 흐름(EF3)이 충분한 열량을 가져 스팀 생산 효율을 개선할 수 있도록, 기존에 분리기(F3)의 하부 생성물과 수행되던 열교환 공정(E12)을 생략하고, 정합탑(12) 하부 생성물과 열교환 (E11)이 수행된 HDA 반응기(11) 하부 생성물을 직접 물과 열교환시키는 것이 바람직하다. 상기는 기존 분리기(F3) 하부 생성물과 열교환이 수행되던 열교환기(E12)를 바이패스하는 배관(P1)을 신설함으로써 수행될 수 있다. 상기 제 5 방법에서는 또한 전술한 제 2 및 제 4 방법에서와 동일한 이유로 생산된 스팀을 가압하는 단계를 추가로 수행할 수 있다.
본 발명의 제 5 방법에서는 또한 상기 HDA 반응기(11) 하부 생성물과 열교환이 수행되는 물이 상기 HDA 반응기(11) 상부 보일러(15)로 공급되는 물(BFW)의 일부인 것이 바람직하다. 이와 같은 물의 공급은, 예를 들면, 상기 보일러(15)로 물을 공급하는 배관에 추가적인 배관(P2)을 신설하고, 상기 신설 배관(P2)의 흐름이 전술한 열교환기(E13)에 도입되도록 연결하여 달성할 수 있다.
본 발명의 제 5 방법에서는 또한, 도 14에 나타난 바와 같이, HDA 반응 기(11) 하부 생성물이 도입되는 분리기(F3)의 하부 생성물을 직접 정합탑(12)으로 도입하는 단계를 함께 수행하는 것이 바람직하다. 기존 공정에서 상기 분리기(F3) 하부 생성물은 정합탑(12)으로 도입되기 전에, HDA 반응기(11) 하부 생성물과의 열교환 공정(E12)을 거친 후에 도입되고 있었다(도 13 참조). 그러나, 본 발명의 제 5 방법에서는 상기 열교환기(E12)를 바이패스하도록 배관(P3)을 신설하는 등의 수단으로 분리기(F3) 하부 생성물을 직접 정합탑(12)으로 도입할 수 있고, 이에 따라 다수의 열교환기 설치로 인한 압력 손실을 보상할 수 있다.
본 발명의 제 5 방법에서는 또한 상기와 같이 기존 열교환 공정 (E12)을 생략함으로써 나타나는 정합탑(12) 원료의 열량 손실을 보상하기 위하여, 상기 분리기(F)의 하부 생성물을 PF 공정의 C9 탄화수소 분리탑(7) 상부 생성물과 열교환시키는 단계를 추가로 수행하는 것이 바람직하고, 또한 상기 C9 탄화수소 분리탑(7) 상부 생성물과 열교환을 수행한 상기 분리기(F) 하부 생성물을 HDA 공정의 정합탑(12) 상부 생성물과 열교환시키는 단계를 추가로 수행하는 것이 바람직하다. 이와 같은 단계는 기존 공정의 배관 흐름(P5)을 적절히 변경하고, 열교환기(E14, E15 등)를 신설함으로써 수행될 수 있다.
본 발명의 제 5 방법에서는 상기와 같은 각각 공정의 공정을 적절히 수행함으로써, HDA 반응기(11)의 하부 생성물이 가진 열량을 회수하여 전체 공정의 효율을 도모할 수 있다. 다만, 이와 같이 기존 공정에서 HDA 공정의 원료를 예열시키던 HDA 반응기(11) 하부 생성물 열량의 일부를 스팀 생산에 사용함으로써, 보일러(15)로 도입되는 원료의 승온이 미미해질 우려가 있다. 이에 따라 본 발명의 제 5 방법에서는 물과의 열교환을 수행한 HDA 반응기(11) 하부 생성물 및 HDA 공정의 원료(C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물)를 두 번 열교환시키는 단계를 수행할 수 있다. 이와 같은 열교환은 HDA 공정의 원료가 흐르던 기존 배관의 흐름을 변경(P4)하고, 상기 배관 상에 열교환기(E16)를 신설하여 수행할 수 있다.
이상 설명한 본 발명의 제 1 방법 내지 제 5 방법은 각각 단독으로 또는 2 이상의 조합되어 BRU 공정에 적용될 수 있으며, 이에 따라 전체 BRU 공정의 에너지 효율을 현저히 개선할 수 있다.
도 1은 일반적인 분리탑의 형태를 나타내는 모식도이다.
도 2는 벤젠 회수 공정이 수행되는 개략적인 흐름을 나타내는 모식도이다.
도 3은 기존 GHT 공정 및 PF 공정이 수행되는 흐름을 나타내는 모식도이다.
도 4는 기존 EXT 공정이 수행되는 흐름을 나타내는 모식도이다.
도 5는 기존 HDA 공정이 수행되는 흐름을 나타내는 모식도이다.
도 6은 본 발명의 제 1 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타내는 모식도이다.
도 7은 본 발명의 제 2 방법을 수행하기 전의 루프 구성을 나타내는 모식도이다.
도 8은 본 발명의 제 2 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타내는 모식도이다.
도 9는 본 발명의 제 3 방법을 수행하기 전의 루프 구성을 나타내는 모식도이다.
도 10은 본 발명의 제 3 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타내는 모식도이다.
도 11은 본 발명의 제 4 방법을 수행하기 전의 루프 구성을 나타내는 모식도이다.
도 12는 본 발명의 제 4 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타내는 모식도이다.
도 13은 본 발명의 제 5 방법을 수행하기 전의 루프 구성을 나타내는 모식도이다.
도 14는 본 발명의 제 5 방법을 수행하기 위한 루프 구성의 일 태양을 나타내는 모식도이다.

Claims (27)

  1. 열분해 가솔린을 원료로 하여 탄소수 6 이상의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6 이상의 탄화수소를 선분류 공정으로 도입하는 분해가솔린 수첨 공정; 분해가솔린 수첨 공정으로부터 도입된 탄화수소를 원료로 하여 탄소수 6의 탄화수소 및 탄소수 7 내지 9의 탄화수소를 생산하고, 상기 탄소수 6의 탄화수소는 추출 공정으로 도입하며, 상기 탄소수 7 내지 9의 탄화수소는 탈알킬화 공정으로 도입하는 선분류 공정; 선분류 공정으로부터 도입된 탄화수소를 원료로 하여 벤젠을 생산하는 추출 공정 및 탈알킬화 공정을 수행하는 벤젠 회수 공정에 있어서,
    하기 (1) 내지 (5)로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상의 단계를 수행하는 것을 특징으로 하는 벤젠 회수 공정 에너지 효율 개선 방법:
    (1) 분해가솔린 수첨 공정의 1차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물을 분해가솔린 수첨 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 원료와 열교환시키는 단계;
    (2) 분해가솔린 수첨 공정의 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계;
    (3) 분해가솔린 수첨 공정의 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 하부 생성물을 선분류 공정의 헥산 분리탑으로 직접 도입하는 단계;
    (4) 선분류 공정의 C9 탄화수소 분리탑의 상부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스팀을 생산하는 단계;
    (5) 탈알킬화 공정의 HDA 반응기 하부 생성물과 물의 열교환을 진행시켜 스 팀을 생산하는 단계.
  2. 제 1 항에 있어서,
    단계 (1)에서 열교환되는 1차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물은 상기 1차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물의 분리기 및 냉각기 사이의 유체 흐름인 것을 특징으로 하는 방법.
  3. 제 2 항에 있어서,
    1차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물의 분리기 및 냉각기 사이의 유체 흐름은 온도가 100 내지 150℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  4. 제 1 항에 있어서,
    단계 (1)에서 열교환되는 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 원료는 분해가솔린 수첨 공정의 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물의 분리기와 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 사이의 유체 흐름인 것을 특징으로 하는 방법.
  5. 제 1 항에 있어서,
    단계 (1)에서 열교환된 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 원료의 온도는 100 내지 140℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  6. 제 1 항에 있어서,
    단계 (1)에서 선분류 공정의 헥산 분리탑의 상부 생성물인 탄소수 6의 탄화수소의 분리 효율을 0.7 내지 0.99로 제어하는 것을 특징으로 하는 방법.
  7. 제 6 항에 있어서,
    헥산 분리탑의 환류비(환류량/탑정 생산량)는 0.5 내지 1 범위인 것을 특징으로 하는 방법.
  8. 제 1 항에 있어서,
    단계 (2)에서 열교환되는 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물은 상기 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물과 수소 가스의 열교환기 및 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물의 냉각 수단 사이의 유체 흐름인 것을 특징으로 하는 방법.
  9. 제 8 항에 있어서,
    2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물과 수소 가스의 열교환기 및 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물의 냉각 수단 사이의 유체 흐름의 온도가 150 내지 200℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  10. 제 1 항에 있어서,
    단계 (2)는 물과의 열교환이 수행된 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물 및 수소의 열교환을 수행하는 단계를 추가로 포함하는 것을 특징으로 하는 방법.
  11. 제 1 항에 있어서,
    단계 (2)는 생산된 스팀을 증기 압축기로 가압하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  12. 제 1 항에 있어서,
    단계 (2)는 생산된 스팀을 납사 분해 공장의 에탄 분리탑, 프로판 분리탑 및 부탄 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상으로 공급하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  13. 제 1 항에 있어서,
    단계 (2)에서 2차 분해가솔린 수첨 반응기 하부 생성물이 이송되는 배관의 구경이 10 내지 14 인치인 것을 특징으로 하는 방법.
  14. 제 1 항에 있어서,
    단계 (3)에서 펜탄 분리탑 또는 탈거 장치 하부 생성물의 온도가 90 내지 130℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  15. 제 1 항에 있어서,
    단계 (3)에서 선분류 공정의 헥산 분리탑의 상부 생성물인 탄소수 6의 탄화수소의 분리효율을 0.7 내지 0.99로 제어하는 것을 특징으로 하는 방법.
  16. 제 15 항에 있어서,
    헥산 분리탑의 환류비(환류량/탑정 생산량)가 0.5 내지 1인 것을 특징으로 하는 방법.
  17. 제 1 항에 있어서,
    단계 (4)에서 물과의 열교환이 수행되는 C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물의 온도가 135 내지 155℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  18. 제 1 항에 있어서,
    단계 (4)에서 생산된 스팀을 증기 압축기로 가압하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  19. 제 1 항에 있어서,
    단계 (4)에서 생산된 스팀을 납사 분해 공장의 에탄 분리탑, 프로판 분리탑 및 부탄 분리탑으로 이루어진 군으로부터 선택된 하나 이상으로 공급하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  20. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 물과의 열교환이 수행되는 HDA 반응기 하부 생성물은 상기 HDA 반응기 하부 생성물과 정합탑 하부 생성물의 열교환이 수행된 후의 유체 흐름인 것을 특징으로 하는 방법.
  21. 제 20 항에 있어서,
    HDA 반응기 하부 생성물과 정합탑 하부 생성물의 열교환이 수행된 후의 유체 흐름의 온도가 200 내지 300℃인 것을 특징으로 하는 방법.
  22. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 생산된 스팀을 증기 압축기로 가압하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  23. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 HDA 반응기 하부 생성물과 열교환이 수행되는 물은 상기 HDA 반응기의 상부 보일러로 공급되는 물의 일부인 것을 특징으로 하는 방법.
  24. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 HDA 반응기 하부 생성물이 도입되는 분리기의 하부 생성물을 직접 탈알킬화 공정의 정합탑으로 도입하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  25. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 HDA 반응기 하부 생성물이 도입되는 분리기의 하부 생성물 및 선분류 공정의 C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물의 열교환을 수행하는 단계를 추가로 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
  26. 제 25 항에 있어서,
    C9 탄화수소 분리탑 상부 생성물과 열교환을 수행한 분리기 하부 생성물을 정합탑 상부 생성물과 추가로 열교환시키는 것을 특징으로 하는 방법.
  27. 제 1 항에 있어서,
    단계 (5)에서 물과의 열교환을 수행한 HDA 반응기 하부 생성물 및 탈알킬화 공정 원료의 열교환을 두 번 수행하는 것을 특징으로 하는 방법.
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Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR101373662B1 (ko) * 2011-11-28 2014-03-13 주식회사 에젤 방향족 화합물의 제조 공정의 에너지 절감 방법 및 장치
KR20160063658A (ko) * 2014-11-27 2016-06-07 주식회사 서브원 폐열원 및 열교환기를 이용한 화학제품 생산 시스템
KR20170040264A (ko) * 2014-08-06 2017-04-12 비피 코포레이션 노쓰 아메리카 인코포레이티드 불균화 반응 또는 알킬 교환반응 프로세스들에서의 열 통합
WO2021256623A1 (ko) * 2020-06-16 2021-12-23 주식회사 엘지화학 방향족 탄화수소의 제조방법

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4115247A (en) 1976-07-16 1978-09-19 Hydrocarbon Research, Inc. Benzene production by solvent extraction and hydrodealkylation
KR850001107B1 (ko) * 1980-01-31 1985-08-03 유니온 카바이드 코포레이션 연속적인 용매추출-증기증류 방법
JPH09309846A (ja) * 1996-02-03 1997-12-02 Krupp Uhde Gmbh 改質ガソリンから純粋な芳香族化合物を製出する方法およびこの方法を実施するための装置

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4115247A (en) 1976-07-16 1978-09-19 Hydrocarbon Research, Inc. Benzene production by solvent extraction and hydrodealkylation
KR850001107B1 (ko) * 1980-01-31 1985-08-03 유니온 카바이드 코포레이션 연속적인 용매추출-증기증류 방법
JPH09309846A (ja) * 1996-02-03 1997-12-02 Krupp Uhde Gmbh 改質ガソリンから純粋な芳香族化合物を製出する方法およびこの方法を実施するための装置

Cited By (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR101373662B1 (ko) * 2011-11-28 2014-03-13 주식회사 에젤 방향족 화합물의 제조 공정의 에너지 절감 방법 및 장치
KR20170040264A (ko) * 2014-08-06 2017-04-12 비피 코포레이션 노쓰 아메리카 인코포레이티드 불균화 반응 또는 알킬 교환반응 프로세스들에서의 열 통합
KR102437496B1 (ko) * 2014-08-06 2022-08-26 비피 코포레이션 노쓰 아메리카 인코포레이티드 불균화 반응 또는 알킬 교환반응 프로세스들에서의 열 통합
KR20160063658A (ko) * 2014-11-27 2016-06-07 주식회사 서브원 폐열원 및 열교환기를 이용한 화학제품 생산 시스템
KR101665383B1 (ko) 2014-11-27 2016-10-24 주식회사 서브원 폐열원 및 열교환기를 이용한 화학제품 생산 시스템
WO2021256623A1 (ko) * 2020-06-16 2021-12-23 주식회사 엘지화학 방향족 탄화수소의 제조방법
CN114144237A (zh) * 2020-06-16 2022-03-04 株式会社Lg化学 生产芳香烃的方法
CN114144237B (zh) * 2020-06-16 2023-09-19 株式会社Lg化学 生产芳香烃的方法
US11976039B2 (en) 2020-06-16 2024-05-07 Lg Chem, Ltd. Method of producing aromatic hydrocarbons

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