KR102416636B1 - 에틸렌 제조방법 - Google Patents

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Abstract

본 발명은 에틸렌 제조방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 열분해 압축 스트림이 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 제1 증류 장치로 공급되는 단계; 및 상기 제1 증류 장치의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치로 공급되는 단계를 포함하고, 상기 제1 증류 장치가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치로 공급되고, 상기 제1 증류 장치가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치를 통과하여 C2 분리장치로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법을 제공한다.

Description

에틸렌 제조방법{METHOD FOR PREPARING ETHYLENE}
본 발명은 에틸렌 제조방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 열분해 방법에 의한 에틸렌 제조 시, 생산량 증산에 따른 과부하를 방지하여, 에틸렌의 생산량을 향상시킬 수 있는 에틸렌 제조방법에 관한 것이다.
일반적으로 에틸렌은 나프타(naphtha), 에탄(ethane), 프로판(propane) 등의 열분해 방법, 아세틸렌(acetylene)의 수소화 방법 및 알코올(alcohol)의 탈수화 방법 등 다양한 방법을 통해 제조되고 있다. 이 중 열분해 방법의 경우, 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 투입하고, 이를 열분해로(furnace)에서 열분해하고, 열분해된 생성물을 냉각, 압축 및 정제하여 실시하게 된다.
최근, 나프타 등의 탄화수소계 화합물을 공급 원료로 이용하는 열분해 방법에 있어서, 에틸렌 등의 생성물의 생산량을 증가시키기 위해, 공급 원료로서 나프타를 이용하는 액상(liquid)의 분해 공정 이외에, 공급 원료로서 에탄 및 프로판 등을 이용한 기상(gas)의 분해 공정을 추가하는 방법이 이용되고 있다. 여기서, 에탄은 나프타의 분해에 의해 생성된 열분해 생성물 중, 정제 후 순환되는 에탄을 공급 원료로 이용하고, 프로판은 나프타의 분해에 의해 생성된 열분해 생성물 중, 정제 후 순환되는 프로판 등을 공급 원료로 이용하거나, 또는 외부로부터 도입된 프로판을 공급 원료로 이용하게 된다. 특히, 프로판의 경우, 다른 공급 원료에 비해 원가가 저렴하여 외부로부터의 공급이 용이하고, 생산 원가를 절감시키는 장점이 있다.
한편, 나프타의 열분해 공정에 대하여, 에탄 및 프로판 등을 이용한 기상의 분해 공정이 추가되는 경우, 열분해 결과 생성된 생성물을 냉각, 압출 및 정제하기 위한 공정들도 함께 추가되는 것이 바람직하나, 해당 공정들을 증설하기 위한 공간 등의 문제로 인해 주로 열분해로만이 추가되고 있는 실정이다.
그러나, 상기와 같이 열분해로를 증설하고, 이에 대한 공급 원료로서, 외부로부터 프로판을 추가로 도입하여 이용하는 경우, 기존의 순환되어 공급 원료로 재이용되는 에탄과 분해 수율(cracking yield)의 차이가 매우 큰 문제가 발생한다. 특히, 프로판을 공급 원료로 이용하는 열분해로를 증설하는 경우나, 공정 설비의 정비 등으로 인해 나프타를 이용하는 액상(liquid)의 분해 공정이 중단되는 경우 등과 같이, 프로판을 공급 원료로 이용하는 열분해 공정의 비율이 높아지는 경우에는 열분해에 의해 생성된 생성물 내의 메탄(methane)의 함량이 너무 높아져 정제 공정에 과부하가 발생하는 문제가 있다.
KR 0144699 B1
본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제들을 해결하기 위하여, 나프타의 열분해를 통한 에틸렌의 제조 시, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능한 에틸렌 제조방법을 제공하는 것이다.
즉, 본 발명은 나프타의 열분해를 통한 에틸렌의 제조 시, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 에틸렌 제조방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.
또한, 본 발명은 나프타의 열분해를 통한 에틸렌의 제조 시, 공급 원료를 추가하여 에틸렌의 생산량은 증가시키면서도, 생산량과 비례하여 증가하는 일량(work)은 상대적으로 저감시켜, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하더라도, 보다 적은 에너지의 소비로 에틸렌의 제조가 가능한 에틸렌 제조방법을 제공하는 것을 목적으로 한다.
상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 본 발명은 열분해 압축 스트림이 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 제1 증류 장치로 공급되는 단계; 및 상기 제1 증류 장치의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치로 공급되는 단계를 포함하고, 상기 제1 증류 장치가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치로 공급되고, 상기 제1 증류 장치가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치를 통과하여 C2 분리장치로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법을 제공한다.
본 발명에 따른 에틸렌 제조방법을 이용하여 에틸렌을 제조하는 경우, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 효과가 있다.
또한, 본 발명에 따른 에틸렌 제조방법을 이용하여 에틸렌을 제조하는 경우, 공급 원료를 추가하여 에틸렌의 생산량은 증가시키면서도, 생산량과 비례하여 증가하는 일량(work)은 상대적으로 저감시켜, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하더라도, 보다 적은 에너지의 소비로 에틸렌의 제조가 가능한 효과가 있다.
도 1은 종래의 에틸렌 제조방법에 따른 공정 흐름도이다.
도 2는 본 발명의 일 실시예에 따른 공정 흐름도이다.
본 발명의 설명 및 청구범위에서 사용된 용어나 단어는, 통상적이거나 사전적인 의미로 한정해서 해석되어서는 아니되며, 발명자는 그 자신의 발명을 가장 최선을 방법으로 설명하기 위해 용어의 개념을 적절하게 정의할 수 있다는 원칙에 입각하여, 본 발명의 기술적 사상에 부합하는 의미와 개념으로 해석되어야만 한다.
본 발명에서 용어 '스트림(stream)'은 공정 내 유체(fluid)의 흐름을 의미하는 것일 수 있고, 또한, 배관 내에서 흐르는 유체 자체를 의미하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 '스트림'은 각 장치를 연결하는 배관 내에서 흐르는 유체 자체 및 유체의 흐름을 동시에 의미하는 것일 수 있다. 또한, 상기 유체는 기체(gas) 또는 액체(liquid)를 의미할 수 있다.
이하, 본 발명에 대한 이해를 돕기 위하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명한다.
본 발명에 따른 에틸렌 제조방법은, 나프타, 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물 및 프로판 등을 각각 공급 원료로 투입하여, 각각의 열분해로에서 열분해를 실시하는 단계(S1, 미도시); 각각의 열분해로에서 열분해되어 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 가스를 냉각하는 단계(S2, 미도시); 냉각된 열분해 가스를 압축하는 단계(S3, 미도시); 및 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림을 정제하는 단계(S4, 도 2)를 포함하여 실시될 수 있다.
구체적으로, 상기 열분해 단계(S1)는 나프타를 공급 원료로 하는 액상의 분해 공정, 에탄 및 프로판 등과 같은 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정, 및 프로판을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정을 포함하는 것일 수 있다.
상기 냉각 단계(S2)는 상기 열분해 단계(S1)의 각각의 열분해로에서 생성된 열분해 가스를 냉각탑에서 냉각시키는 냉각 공정을 포함하는 것일 수 있다.
상기 압축 단계(S3)는 상기 냉각 단계(S2)에서 냉각된 열분해 스트림을 정제하기 위해 2개 또는 그 이상의 압축기로부터 다단 압축을 통해 압축시키는 압축 공정을 포함하는 것일 수 있다.
상기 정제 단계(S4)는, 도 2에 나타낸 바와 같이, 열분해 압축 스트림이, 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 제1 증류 장치(10)로 공급되는 단계; 및 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치(20)로 공급되는 단계를 포함하고, 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치(SP)로 공급되고, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치(30)를 통과하여 C2 분리장치(SP)로 공급되는 것을 특징으로 한다.
구체적으로, 상기 열분해 단계(S1)에 있어서, 프로판을 공급 원료로 하는 기상의 분해 공정을 통해 에틸렌을 제조하는 경우, 다른 공급 원료, 예를 들어 기존의 나프타와, 재순환 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 공급 원료로 이용하는 경우에 비해, 원가가 저렴하여 외부로부터의 공급이 용이하고, 생산 원가를 절감시키면서도 에틸렌의 생산량을 증가시키는 효과가 있다.
그러나, 공급 원료로서 프로판을 추가하는 경우, 상기 열분해 단계(S1)에 따라 생성된 열분해 가스 내의 메탄(methane)의 함량이 약 20 몰% 정도로, 재순환된 에탄을 공급 원료로 열분해한 열분해 가스 내의 메탄의 함량인 약 10 몰% 정도에 비하여, 급격히 증가되는 문제가 있다. 이와 같이, 상기 열분해 가스 내의 메탄의 함량이 증가되면, 상기 정제 단계(S4)를 실시함에 있어서, 메탄을 포함하는 모든 스트림 내의 수소 및 탄화수소 화합물을 포함하는 혼합물의 끓는 점이 낮아지게 된다.
따라서, 도 1에 나타낸 바와 같이, 열분해 압축 스트림이, 탈에탄탑으로 작동되는 제1 증류 장치(10)로 공급되고, 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치(20)로 공급되며, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림이 C2 분리장치(SP)로 공급되는 경우, 열교환기(HE)의 냉매만으로는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을 충분히 응축시키는 것이 어렵다.
이에 따라 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치(20)로 공급되기 전에, 제2 증류 장치(20)의 전단에 설치된 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림의 유량이 대폭 증가하여, 에틸렌의 로스(loss)가 발생하게 된다. 또한, 냉각 순환 구역(CB)에 과부하가 발생하여, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 제1 증류 장치(10)로의 순환을 확보하는 것이 어려운 문제가 발생하게 된다.
반면에, 본 발명의 에틸렌 제조방법에 따라, 상기 정제 단계(S4)에서, 제3 증류 장치(30)를 신설하고, 제1 증류 장치(10)를 선택적으로 작동하는 경우, 제2 증류 장치(20)로 공급되는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을, 열교환기(HE)에서 충분히 응축시키는 것이 가능한 효과가 있다. 또한, 이에 따라 제2 증류 장치(20)의 전단에 설치된 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림의 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 메탄의 함량의 조절이 용이하여, 정제 공정의 과부하를 방지하는 효과가 있다. 또한, 이에 따라, 생산량과 비례하여 증가하는 일량(work)은 상대적으로 저감시켜, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하더라도, 보다 적은 에너지의 소비로 에틸렌의 제조가 가능한 효과가 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)는 열분해 압축 스트림을 증류하여 분리하기 위한 장치일 수 있다. 상기 제1 증류 장치(10)는 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 것일 수 있다. 이 때, 상기 제1 증류 장치(10)는 열분해 압축 스트림의 성분에 따라 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택되어 작동될 수 있다.
구체적으로, 상기 제1 증류 장치(10)는, 제2 증류 장치(20)로 공급되는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을, 열교환기(HE)에서 충분히 응축시키기 위해, 제1 증류 장치(10)로 공급되는 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량에 따라 선택되는 것일 수 있다.
보다 구체적으로, 상기 제1 증류 장치(10)는, 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 20 몰% 미만인 경우, 제1 탈에탄탑으로 작동되고, 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 20 몰% 이상인 경우, 탈프로판탑으로 작동되는 것일 수 있다.
상기 제1 증류 장치(10)로 공급되는 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 높아 지는 경우, 열교환기(HE)에서 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을 충분히 응축시키는 것이 어렵다. 그러나, 본 발명과 같이 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 20 몰% 이상인 경우, 상기 제1 증류 장치(10)를 탈프로판탑으로 선택하여 작동함으로써, 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 전체의 끓는 점을 높일 수 있다.
따라서, 상기 열분해 단계(S1)의 공급 원료에 따라, 열분해 압축 스트림 내의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 증가하더라도, 제2 증류 장치(20)로 공급되는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을 열교환기(HE)에서 충분히 응축시키는 것이 가능하여, 정제 공정의 과부하를 방지하는 효과가 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)는 제1 증류 장치(10)의 작동 조건에 따라, 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택될 수 있다. 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 선택되어 작동되는 경우, 상기 제1 증류 장치(10)의 운전 온도는 -80 ℃ 내지 40 ℃, -70 ℃ 내지 30 ℃, 또는 -65 ℃ 내지 20 ℃일 수 있다. 또한, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑으로 선택되어 작동되는 경우, 상기 제1 증류 장치(10)의 운전 온도는 -50 ℃ 내지 90 ℃, -40 ℃ 내지 80 ℃, 또는 -20 ℃ 내지 60 ℃ 일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 제1 증류 장치(10)의 운전 온도는 제1 증류 장치(10)의 하부에 설치된 리보일러(RB)에 의해 조절될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)의 하부에 설치된 리보일러는 상기 제1 증류 장치(10)의 운전 온도를 조절하기 위한 열원(heat source)으로 외부로부터 공급된 열원, 예를 들면 ?치 워터(quench water) 또는 스팀(steam) 등을 이용할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)로 공급되는 열분해 압축 스트림은 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다. 상기 제1 증류 장치(10)로 공급된 열분해 압축 스트림은, 선택된 제1 증류 장치(10)에 따라 각각 상이하게 분리 및 정제될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 선택되어 작동되는 경우, 상기 제1 증류 장치(10)는 열분해 압축 스트림으로부터, C3 이상의 탄화수소 화합물을 분리 정제하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 증류 장치(10), 즉 상기 제1 탈에탄탑으로부터 분리 정제되어 배출되는, 상기 제1 탈에탄탑의 상부 배출 스트림은 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 상기 제1 탈에탄탑의 하부 배출 스트림은 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑으로 선택되어 작동되는 경우, 상기 제1 증류 장치(10)는 열분해 압축 스트림으로부터, C4 이상의 탄화수소 화합물을 분리 정제하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 증류 장치(10), 즉 상기 탈프로판탑으로부터 분리 정제되어 배출되는, 상기 탈프로판탑의 상부 배출 스트림은 수소, C1, C2 및 C3 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 상기 탈프로판탑의 하부 배출 스트림은 C4 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다.
즉, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기와 같이, 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림의 성분은, 제1 증류 장치(10)가 선택 작동되는 종류, 즉 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑에 따라 상이할 수 있다. 따라서, 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 선택되어 작동되는 중에, 열분해 압축 스트림 내 C1 탄화수소 화합물의 함량이 증가하더라도, 상기 제1 증류 장치(10)를 탈프로판탑으로 전환하여 끓는 점을 낮추어 운전하면, 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림을 동일한 열교환기(HE)에서 충분히 응축시키는 것이 가능하여, 공급 원료의 변화에 따른 열분해 압축 스트림의 정제 공정을 탄력적으로 실시하는 것이 가능한 효과가 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 탈에탄탑의 하부 배출 스트림은 탈프로판탑(미도시)로 공급되는 것일 수 있고, 상기 탈프로판탑의 하부 배출 스트림은 탈부탄탑(미도시)로 공급되는 것일 수 있으며, 이 후 각각 탈프로판탑(미도시), 또는 탈부탄탑(미도시)에서 C3 이상, 또는 C4 이상의 탄화수소 화합물에 대한 정제 및 분리 공정이 실시될 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 에틸렌 제조방법은, 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치(20)로 공급되기에 앞서, 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림이 제2 압축기(P2)로 공급되는 단계; 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림이 아세틸렌 전환장치(AC)로 공급되는 단계; 및 상기 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림이 제2 증류 장치(20)로 공급되는 단계를 포함할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 압축 단계(S3)에서의 다단 압축은 4단의 압축기(네번째 압축기를 도 2에서 P3로 표시하고, 전단의 1 내지 3단 압축기는 미도시)에 의해 실시될 수 있다.
구체적으로, 상기 압축 단계(S3)에서 1단, 2단 및 3단까지의 압축이 실시되고, 3단 압축기에서 압축되어 배출된 수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림이 상기 정제 단계(S4)에서의 제1 증류 장치(10)으로 공급될 수 있다.
제1 증류 장치(10)로 공급된 열분해 압축 스트림은 앞서 기재한 바와 같이, 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 정체 및 분리될 수 있고, 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림은 상기 4단 압축기 중 네번째 압축기인 제2 압축기(P2)에 공급되어, 4단 압축이 정제 단계(S4)에서 실시되는 것일 수 있다. 이 경우, 상기 압축 단계(S3)에서 1단 내지 4단의 압축을 진행한 뒤, 상기 정제 단계(S4)에 유입하는 경우에 비하여, 4단 압축기 중 네번째 압축기인 제2 압축기(P2)에 유입되는 탄화수소 화합물의 양을 저감시킬 수 있어, 공정의 운전 에너지를 절약하는 효과가 있다.
또한, 상기 정제 단계(S4)에 있어서, 상기 열분해 압축 스트림은 제1 증류 장치(10)로 공급되기 전에 1개 이상의 열교환기를 통해 냉각되어 공급될 수 있고, 상기 제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림은 아세틸렌 전환장치(AC)로 공급되기 전에 1개 이상의 열교환기(H1, H2)를 통해 냉각되어 공급될 수 있으며, 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림은 제2 증류 장치(20)의 전단에 설치된 열교환기(HE) 및 기액분리장치(FT)로 공급되기 전에, 1개 이상의 열교환기(H3, H4, H5, H6)를 통해 냉각되고, 1개 이상의 건조장치를 통해 건조되며, 1개 이상의 기액분리장치를 통해 일부 스트림이 분리되어 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 증류 장치(20)는 전단에 열교환기(HE) 및 기액분리장치(FT)를 구비할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 열교환기(HE)는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림, 또는 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림을 냉각시키기 위한 것일 수 있다. 상기 열교환기(HE)를 통과하는 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림, 또는 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림은 상기 열교환기(HE)에 의해 냉각되어, 응축된 상태로 기액분리장치(FT)로 공급될 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 열교환기(HE)를 통과하여, 기액분리장치(FT)로 공급된 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림, 또는 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림은 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 기액분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림은 제2 증류 장치(20)로 공급될 수 있다. 이 때, 상기 기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림은, 상기 제1 증류 장치(10)의 종류에 따라, 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑인 경우, 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함할 수 있고, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑인 경우, 수소, C1, C2 및 C3 탄화수소 화합물을 포함할 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 것일 수 있고, 상기 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림은 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다. 또한, 상기 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림은 일부의 C2, 또는 C3 탄화수소 화합물을 포함할 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 증류 장치(20)는 탈메탄탑이고, 상기 제3 증류 장치(30)는 제2 탈에탄탑일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 증류 장치(20)는, 상기 제1 증류 장치(10)의 종류에 따라, 상기 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 수소 및 C1 탄화수소 화합물과, C2 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있고, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 수소 및 C1 탄화수소 화합물과, C2 및 C3 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 제2 증류 장치(20)로 공급된 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림은, 상기 제2 증류 장치(20)에서, 상기 제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 정제 분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림은, 상기 제1 증류 장치(10)의 종류와 관계 없이, 수소 및 C1 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있고, 상기 제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 것일 수 있다. 상기와 같이, 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림은 냉각 순환 구역(CB)을 거쳐, 테일 가스(tail gas)를 통해 일부가 배출되거나, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 제1 증류 장치(10)로 순환될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 제1 증류 장치(10)가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있다. 이 때, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 C2 탄화수소 화합물만을 포함하는 것일 수 있고, 구체적인 예로, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 에탄(ethane) 및 에틸렌(ethylene)을 포함하는 것일 수 있다. 또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림의 일부는 열교환기를 통과하여 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있고, 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림의 잔부는 C2 분리장치(SP)로 직접 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 증류 장치(10)가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치(30)로 공급될 수 있다. 이 때, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 C2 및 C3 탄화수소 화합물을 포함하는 것일 수 있다. 또한, 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은 펌프(NP)에 의해 제3 증류 장치(30)로 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 증류 장치(20)는, 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림으로부터, C2 탄화수소 화합물 및 C3 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있고, 구체적으로, 상기 제3 증류 장치(30)로 공급된 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림은, 상기 제3 증류 장치(30)에서, 상기 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 정제 분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림은 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있다. 이 때, 상기 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림은 C2 탄화수소 화합물의 혼합물일 수 있고, 구체적인 예로, C2 탄화수소 화합물만을 포함하는 것일 수 있고, 보다 구체적인 예로, 에탄(ethane) 및 에틸렌(ethylene)을 포함하는 것일 수 있다. 또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림의 일부는 열교환기를 통과하여 C2 분리장치(SP)로 공급될 수 있고, 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림의 잔부는 C2 분리장치(SP)로 직접 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 증류 장치(30)의 하부 배출 스트림은, C3 분리장치(미도시)로 공급될 수 있다. 이 때, 상기 제3 증류 장치(30)의 하부 배출 스트림은 C3 탄화수소 화합물의 혼합물일 수 있고, 구체적인 예로, C3 탄화수소 화합물만을 포함하는 것일 수 있고, 보다 구체적인 예로, 프로판(propane), 프로필렌(propylene) 및 프로파인(propyne)을 포함하는 것일 수 있다. C3 분리장치(미도시)에서 분리 및 정제된 C3 탄화수소 화합물은 종류 및 필요에 따라 생성물 수득되거나, 또는 공급 원료로 순환될 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)는 C2 탄화수소 화합물을 정제하여 분리하기 위한 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 C2 분리장치(SP)으로 공급된 상기 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림, 또는 제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림은, 상기 C2 분리장치(SP)에서, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림 및 하부 배출 스트림으로 각각 정제 분리될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림은 에틸렌을 포함하는 것일 수 있고, 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림은 제1 압축기(P1)로 공급되는 것일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림은 에탄을 포함하는 것일 수 있고, 상기 C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림은 상기 열분해 단계(S1)의 공급 원료로 순환될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 압축기(P1)는 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림으로부터 에틸렌을 제조하기 위해 이용되는 이른 바, 에틸렌 냉각 압축기(ERC, Ethylene Refrigerant Compressor)일 수 있다. 상기 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림은, 제1 순환 흐름, 제2 순환 흐름 및 제3 흐름을 포함할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 순환 흐름은, 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림의 일부가 열교환기(HE)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급되는 흐름일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 순환 흐름은, 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림의 일부가 상기 C2 분리장치(SP)로 순환되는 흐름일 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제3 흐름은, 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림의 일부가 생성물로서 에틸렌을 수득하는 흐름일 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림의 일부는 제1 순환 흐름으로서 열교환기(HE)를 통과하여 제1 압축기(P1)로 공급될 수 있다. 상기 제1 순환 흐름은 열교환기(HE)를 통과하면서, 열교환기(HE)의 냉매 스트림으로 이용될 수 있다. 이와 관련하여, 도 2에는 기재 및 도시의 편의상 열교환기(HE)를 기액분리장치(FT)의 전단과, 제1 압축기(P1)의 전단에 각각 도시하였으나, 기액분리장치(FT)의 전단에 구비된 열교환기(HE)와, 제1 압축기(P1)의 전단에 구비된 열교환기(HE)는 서로 동일한 것일 수 있다.
본 발명의 에틸렌 제조방법에 따르면, 상기 열교환기(HE)를 통과하는 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 또는 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림과, 상기 제1 순환 흐름은 열교환기(HE)에서 서로 향류(counter-current flow), 병류(co-current flow), 또는 직교류(cross flow)에 의해 서로 열교환이 실시될 수 있다. 이 때, 제1 순환 흐름이 냉매 스트림으로 이용되어, 상기 제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 또는 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림을 냉각시킬 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 순환 흐름을 형성하는 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림의 일부는, 상기 열교환기(HE)를 통과하기 전에 냉매 스트림으로 이용되기 위해 온도를 낮출 필요가 있는데, 상기 온도는 제1 순환 흐름을 형성하는 제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림 일부의 압력 조절에 의해 낮출 수 있다.
또한, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 열교환기(HE)를 통과한 후의 상기 제1 순환 흐름은 상기 C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림에 합류되어 제1 압축기(P1)로 공급될 수 있다.
이하, 실시예에 의하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 하기 실시예는 본 발명을 예시하기 위한 것으로 본 발명의 범주 및 기술사상 범위 내에서 다양한 변경 및 수정이 가능함은 통상의 기술자에게 있어서 명백한 것이며, 이들 만으로 본 발명의 범위가 한정되는 것은 아니다.
실험예
실시예 1
도 2에 도시된 공정 흐름도에 대하여, ASPENTECH 社의 ASPEN PLUS 시뮬레이터를 이용하여, 공정을 시뮬레이션 하였다.
열분해 단계(S1)의 공급 원료로서, 재순환 C2 탄화수소 화합물, 재순환 C3 탄화수소 화합물 및 외부로부터 공급되는 프로판을 각각 31,606 kg/hr(재순환 C2 탄화수소 화합물), 6,102 kg/hr(재순환 C3 탄화수소 화합물) 및 18,506 kg/hr(프로판)의 공급 유량으로 설정하였다. 상기 열분해 압축 스트림의 조성을 하기 표 1에 나타내었고, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 2에 나타내었으며, 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 3에 나타내었다. 이 때, 하기 표 1에 나타낸 바와 같이, 열분해 압축 스트림의 조성 중, 메탄의 함량이 14.6 몰%로 20 몰% 미만의 함량을 나타내어, 제1 증류 장치(10)를 제1 탈에탄탑으로 작동하였고, 제3 증류 장치는 작동시키지 않았으며, 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림을 C2 분리장치(SP)로 직접 공급하였다.
구분 함량(몰%)
수소 29.7
메탄 14.6
에탄 15.1
에틸렌 32.7
아세틸렌 0.4
프로판 2.2
프로필렌 3.4
C4+ 1.9
구분 온도(℃) 압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림 -21 7.50
제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 -64.4 7.20
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 34.5 28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 77.7 25.29
열교환기(HE)를 통과한 후의 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 -71.1 23.05
기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림 -71.2 22.91
제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림 -71.7 9.30
제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림 -45.2 9.60
제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림 - -
제3 증류 장치(30)의 하부 배출 스트림 - -
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림 -73.9 3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림 -52.6 4.10
제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림 31 18.85
열교환기(HE)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(냉매 스트림) -74.9 3.34
열교환기(HE)를 통과한 후의 제1 순환 흐름(냉매 스트림) -74.8 3.31
구분 함량(몰%)
수소 45.8
메탄 33.3
에탄 3.5
에틸렌 17.4
프로판 0
프로필렌 0
유량 20,669 (kg/hr)
실시예 2
상기 실시예 1에서, 열분해 단계(S1)의 공급 원료로서, 재순환 C2 탄화수소 화합물, 재순환 C3 탄화수소 화합물 및 외부로부터 공급되는 프로판을 각각 32,740 kg/hr(재순환 C2 탄화수소 화합물), 16,869 kg/hr(재순환 C3 탄화수소 화합물) 및 79,561 kg/hr(프로판)의 공급 유량으로 설정하였다. 상기 열분해 압축 스트림의 조성을 하기 표 4에 나타내었고, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 5에 나타내었으며, 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 6에 나타내었다. 이 때, 하기 표 4에 나타낸 바와 같이, 열분해 압축 스트림의 조성 중, 메탄의 함량이 26.0 몰%로 20 몰% 이상 함량을 나타내어, 제1 증류 장치(10)를 탈프로판탑으로 작동하였고, 제3 증류 장치는 작동시켰으며, 제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림을 제3 증류 장치(30)를 통과하여 C2 분리장치(SP)로 공급하였다.
구분 함량(몰%)
수소 20.4
메탄 26.0
에탄 7.6
에틸렌 31.4
아세틸렌 0.4
프로판 5.7
프로필렌 6.5
C4+ 2.0
구분 온도(℃) 압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림 -37 7.50
제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 -39.8 7.21
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 42.3 28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 82.6 26.86
열교환기(HE)를 통과한 후의 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 -72.0 23.05
기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림 -72.2 22.84
제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림 -78.9 9.30
제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림 -38.3 9.60
제3 증류 장치(30)의 상부 배출 스트림 -19.0 23.00
제3 증류 장치(30)의 하부 배출 스트림 61.4 23.47
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림 -73.9 3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림 -52.6 4.1
제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림 31.1 18.85
열교환기(HE)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(냉매 스트림) -74.6 3.34
열교환기(HE)를 통과한 후의 제1 순환 흐름(냉매 스트림) -74.9 3.30
구분 함량(몰%)
수소 26.4
메탄 55.2
에탄 1.8
에틸렌 16.4
프로판 0.1
프로필렌 0.1
유량 64,869 (kg/hr)
비교예
상기 실시예 2에서, 도 2에 도시된 공정 흐름도 대신, 도 1에 도시된 공정 흐름도를 이용한 것을 제외하고는, 상기 실시예와 동일한 조건에서, 공정을 시뮬레이션 하였다. 제1 증류 장치로 공급되는 상기 열분해 압축 스트림의 유량 및 조성은 상기 표 4와 동일하다.
이 때, 정제 단계(S4)의 각 스트림에 대한 온도 및 압력을 하기 표 7에 나타내었으며, 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림의 조성 및 유량을 하기 표 8에 나타내었다.
구분 온도(℃) 압력(kg/cm2G)
수소, C1, C2 및 C3 이상의 탄화수소 화합물을 포함하는 열분해 압축 스트림 -21 7.5
제1 증류 장치(10)의 상부 배출 스트림 -67.8 7.21
제2 압축기(P2)의 압축 배출 스트림 35.8 28.54
아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 77.7 25.29
열교환기(HE)를 통과한 후의 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림 -80.9 23.05
기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림 -81.0 22.91
기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림 -81.0 22.91
제2 증류 장치(20)의 상부 배출 스트림 -91.2 9.3
제2 증류 장치(20)의 하부 배출 스트림 -53.3 9.6
C2 분리장치(SP)의 상부 배출 스트림 -74.2 3.47
C2 분리장치(SP)의 하부 배출 스트림 -52.5 4.1
제1 압축기(P1)의 압축 배출 스트림 27.5 18.85
열교환기(HE)를 통과하기 전의 제1 순환 흐름(냉매 스트림) -70.6 4.3
구분 함량(몰%)
수소 30.8
메탄 56.5
에탄 1.1
에틸렌 11.6
유량 50,464 (kg/hr)
상기 표 1 및 4에 나타낸 바와 같이, 열분해 단계(S1)에서 실시예 1에서 실시예 2와 같이 공급 원료로 프로판의 공급 유량을 증가시킨 경우, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하는 것을 확인할 수 있었다.
또한, 표 6 및 8에 나타낸 바와 같이, 동일 종류의 공급 원료를 동일한 유량으로 공급하였을 때, 정제 단계(S4)에서, 제1 증류 장치(10)를 탈에탄탑으로만 이용하는 비교예에 비하여, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량에 따라 제1 증류 장치(10)를 탈프로판탑으로 이용하는 실시예 2의 경우, 열교환기(HE)를 통과한 후의 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림을 충분히 응축시키는 것이 가능하여, 냉각 순환 구역(CB)으로 순환되는 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림을 통해 배출되는 메탄의 함량의 조절이 가능하여, 냉각 순환 구역(CB)의 과부하의 발생을 방지하여, 냉각 순환 구역(CB)으로부터 제1 증류 장치(10)로의 순환을 확보하는 것이 가능한 것을 확인하였다.
또한, 상기 표 7에 나타낸 각 스트림의 온도 및 압력은 도 1에 도시된 공정 흐름도를 이용한 공정 시뮬레이션을 실시하기 위한 온도 및 압력에 해당하나, 상기 표 7의 열교환기(HE)를 통과한 후의 아세틸렌 전환장치(AC)의 하부 배출 스트림의 경우, 실제 공정에서는 -75 ℃가 가장 저온인 상태의 시스템이기 때문에, 상기 기재된 온도인 -80.9 ℃의 실시가 불가능하다. 또한, 이에 따라서, 기액분리장치(FT)로 공급되는 열교환기(HE)를 통과한 후의 C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 공급 스트림은 응축이 충분히 실시되지 못한 상태이기 때문에, 기액분리장치(FT)의 하부 배출 스트림 및 상부 배출 스트림도 상기 온도 및 압력에서 실시되는 것이 불가능하다.
따라서, 도 1에 도시된 공정 흐름도를 상기와 같이 공정의 운전이 가능한 조건에 맞춘 시뮬레이션이 아닌 실제 공정에 적용하는 경우, 열교환기(HE)에서의 응축이 충분하지 못하여, 응축되지 못한 유체가 기액분리장치(FT)의 상부 배출 스트림으로 함께 배출되어 냉각 순환 구역(CB)로 유입되는 문제가 발생한다. 또한, 냉각 순환 구역(CB)으로 유입된 유체에 의해 냉각 순환 구역(CB)에서는 냉각 순환을 실시하기 위한 열량이 부족해지고, 이에 따라 생성물인 에틸렌이 테일 가스(tail gas)로 빠져나가는 심각한 손실이 발생하게 된다. 또한, 냉각 순환 구역(CB)에서의 주울-톰슨 순환(Joule-Thomson recycle)으로 제2 압축기(P2)에 재유입되는 유체가 증가하게 되고, 이에 따라 일량이 증가하고, 냉각 순환 구역(CB)의 전체에 걸쳐 과부하가 발생하게 된다.
본 발명자들은 상기와 같은 결과로부터, 본 발명에 따라 에틸렌을 제조하는 경우, 공급 원료의 변화에 따른 분해 수율의 변화에 대응이 가능하여, 기상의 공급 원료를 이용하는 가스 열분해로의 증설이 자유롭고, 나프타를 이용하는 액상의 분해 공정이 정비 등으로 인해 중단되는 경우에도 개별적으로 실시가 가능한 것을 확인하였다. 또한, 공급 원료를 추가하여 에틸렌의 생산량은 증가시키면서도, 생산량과 비례하여 증가하는 일량(work)은 상대적으로 저감시켜, 열분해 압축 스트림 내 메탄의 함량이 증가하더라도, 보다 적은 에너지의 소비로 에틸렌의 제조가 가능한 것을 확인할 수 있었다.

Claims (13)

  1. 열분해 압축 스트림이, 제1 탈에탄탑 또는 탈프로판탑으로 선택적으로 작동되는 제1 증류 장치로 공급되는 단계; 및
    상기 제1 증류 장치의 상부 배출 스트림이 제2 증류 장치로 공급되는 단계를 포함하고,
    상기 제1 증류 장치가 제1 탈에탄탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 C2 분리장치로 공급되고,
    상기 제1 증류 장치가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치를 통과하여 C2 분리장치로 공급되며,
    상기 제1 증류 장치는, 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 20 몰% 미만인 경우, 제1 탈에탄탑으로 작동되고, 열분해 압축 스트림의 C1 탄화수소 화합물의 함량이 20 몰% 이상인 경우, 탈프로판탑으로 작동되는 것인 에틸렌 제조방법.
  2. 삭제
  3. 삭제
  4. 제1항에 있어서,
    상기 제1 탈에탄탑의 상부 배출 스트림은 수소, C1 및 C2 탄화수소 화합물을 포함하는 것인 에틸렌 제조방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 탈프로판탑의 상부 배출 스트림은 수소, C1, C2 및 C3 탄화수소 화합물을 포함하는 것인 에틸렌 제조방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 에틸렌 제조방법은,
    상기 제1 증류 장치의 상부 배출 스트림이 제2 압축기로 공급되는 단계;
    상기 제2 압축기의 압축 배출 스트림이 아세틸렌 전환장치로 공급되는 단계; 및
    상기 아세틸렌 전환장치의 하부 배출 스트림이 제2 증류 장치로 공급되는 단계를 포함하는 것인 에틸렌 제조방법.
  7. 제1항에 있어서,
    상기 제2 증류 장치는 탈메탄탑이고,
    상기 제3 증류 장치는 제2 탈에탄탑인 에틸렌 제조방법.
  8. 제1항에 있어서,
    상기 제2 증류 장치의 상부 배출 스트림이 냉각 순환 구역으로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
  9. 제1항에 있어서,
    상기 제1 증류 장치가 탈프로판탑으로 작동되는 경우, 상기 제2 증류 장치의 하부 배출 스트림은 제3 증류 장치로 공급되고, 제3 증류 장치의 상부 배출 스트림은 C2 분리장치로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법.
  10. 제1항에 있어서,
    상기 제3 증류 장치의 상부 배출 스트림은 C2 탄화수소 화합물의 혼합물인 에틸렌 제조방법.
  11. 제1항에 있어서,
    상기 제3 증류 장치의 하부 배출 스트림은 C3 탄화수소 화합물의 혼합물인 에틸렌 제조방법.
  12. 제1항에 있어서,
    상기 C2 분리장치의 상부 배출 스트림이 제1 압축기로 공급되는 것인 에틸렌 제조방법.
  13. 제1항에 있어서,
    상기 C2 분리장치의 하부 배출 스트림이 공급 원료로 순환되는 것인 에틸렌 제조방법.
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