[go: up one dir, main page]

KR100632571B1 - 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법 - Google Patents

탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법 Download PDF

Info

Publication number
KR100632571B1
KR100632571B1 KR1020050094467A KR20050094467A KR100632571B1 KR 100632571 B1 KR100632571 B1 KR 100632571B1 KR 1020050094467 A KR1020050094467 A KR 1020050094467A KR 20050094467 A KR20050094467 A KR 20050094467A KR 100632571 B1 KR100632571 B1 KR 100632571B1
Authority
KR
South Korea
Prior art keywords
hydrocarbon
catalytic cracking
hydrocarbons
reaction
raw material
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
KR1020050094467A
Other languages
English (en)
Inventor
최선
김용승
박덕수
김석준
양일모
Original Assignee
에스케이 주식회사
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority to KR1020050094467A priority Critical patent/KR100632571B1/ko
Application filed by 에스케이 주식회사 filed Critical 에스케이 주식회사
Priority to BRPI0616497-8A priority patent/BRPI0616497B1/pt
Priority to EP06768537.0A priority patent/EP1931611A4/en
Priority to CN2006800269933A priority patent/CN101228104B/zh
Priority to RU2008101551/04A priority patent/RU2416594C2/ru
Priority to CA2617887A priority patent/CA2617887C/en
Priority to JP2008534432A priority patent/JP5293954B2/ja
Priority to PCT/KR2006/001880 priority patent/WO2007043738A1/en
Priority to US11/421,496 priority patent/US7939702B2/en
Application granted granted Critical
Publication of KR100632571B1 publication Critical patent/KR100632571B1/ko
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • C10G51/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural serial stages only
    • C10G51/04—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural serial stages only including only thermal and catalytic cracking steps
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/10—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with stationary catalyst bed
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1044—Heavy gasoline or naphtha having a boiling range of about 100 - 180 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1048—Middle distillates
    • C10G2300/1051—Kerosene having a boiling range of about 180 - 230 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
    • C10G2300/301—Boiling range
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/805—Water
    • C10G2300/807—Steam
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/40—Ethylene production

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

본 발명은 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법에 관한 것으로, 효과적인 경질 올레핀 분리공정 구조와 재순환 방식을 제공하여 전체 공정의 생산성과 효율성을 증대시켜 경질 올레핀계 탄화수소의 생산량을 효과적으로 증진하고, 전체 공정을 단순화하는 장점이 있다.
탄화수소 원료, 경질 올레핀, 접촉분해공정, 분리공정, 스팀 크래킹

Description

탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법 {Process for the preparation of light olefins in catalytic cracking from hydrocarbon feedstock}
도 1은 종래기술에 따라 열분해공정을 사용하여 탄화수소 원료 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 구체예를 도시하는 공정도이다.
도 2는 본 발명에 따라 접촉분해공정을 사용하여 탄화수소 원료 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소를 증산하는 구체예를 도시하는 공정도이다.
※ 도면의 주요 부분에 대한 부호의 설명 ※
1 : 스팀 크래킹 열분해 반응기 2 : 냉각타워(quench tower)
3 : 압축기 4 : 분리기(splitter)
5 : 저온 열교환기
7 : 탈메탄기 8 : 탈에탄기
9 : C2 수첨반응기 10 : C2 분리기
11 : 순환 로 12 : 탈프로판기
13 : C3 수첨반응기 14 : C3 분리기
15 : 탈부탄기 16 : 부타다이엔 추출공정
17 : MTBE공정 18 : C4 수첨반응기
19 : C4 분리기 20 : 탈펜탄기
21 : C5 수첨반응기 22 : 탈옥탄기
23 : PGHT 24 : 접촉분해 반응기
25 : 촉매재생기
본 발명은 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법에 관한 것이다. 보다 구체적으로는, 본 발명은 에탄과 프로판 및 C4~C5 유분을 재순환하고, C6+ 유분의 생산경로를 가변적으로 조절하여 전체 공정에서 에틸렌과 프로필렌의 생산을 효과적으로 증진할 수 있는, 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법에 관한 것이다.
에틸렌, 프로필렌 등과 같은 경질 올레핀은 석유화학 산업에 있어서 널리 사용되고 있는 바, 일반적으로 이러한 경질 올레핀은 나프타 또는 케로진을 수증기 공존 하에서 열분해(즉, 스팀 크래킹)시킴으로써 생산된다. 상기 스팀 크래킹 기술은 800∼900℃ 수준의 고온의 반응 온도에서 짧은 체류시간 동안 반응이 수행된 다. 일반적으로 스팀 크래킹 기술은 생성되는 올레핀의 종류가 다양하고 제한된 범위내에서 조성이 결정된다.
스팀 크래킹 기술의 대표적인 생산품은 에틸렌과 프로필렌이며, 공정의 상황에 따라서 부산물로서 C4 올레핀 성분을 생산한다. 그러나 C4 올레핀 성분은 다양한 이성질체를 이루고 있으므로, 이것들을 생산하기 위해서는 다단계의 복잡한 분리공정 절차를 거쳐야 한다. 또한, C5 이상의 올레핀은 경제적 가치가 적어 수소화 반응을 통하여 포화 탄화수소로 전환하여 생산되고 있다. 스팀 크래킹 기술에서 C4 이상의 올레핀 성분을 열분해 반응기로 재순환하는 경우에는 공정의 생산주기를 단축시키는 코크문제를 발생하기 때문에 경제적 이득이 없다.
이와 관련하여, 종래기술에 따라 스팀 크래킹, 즉 열분해공정을 사용하여 탄화수소 원료 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정흐름도를 도 1에 나타내었다.
스팀 크래킹 공정에서는 일반적으로 경질 나프타 원료(31)가 반응 보조역할을 하기 위한 수증기(32)와 함께 공급되고, 고온의 열분해 반응기(1)를 거쳐서 경질 올레핀을 포함한 반응 생성물(33)로 전환된다. 반응 생성물(33)은 냉각타워(Quench Tower; 2)에서 일차적으로 비점에 따라 분리되며, 통상적으로 비점이 높은 순서대로 연료유(37), C5+ 탄화수소가 주요 성분인 열분해가솔린(pyrolysis gasoline; 36), 반응 보조역할을 한 수증기가 응축된 희석수(Dilution Water; 35), C4- 탄화수소가 주요성분인 기체 생성물(34)로 명명된다. 기체생성물(34)은 압축기(3)를 거쳐서 궁극적으로 탈메탄기(Demetanizer; 7)로 유입되며, 이 과정에서 열 을 회수하기 위하여 분리기(Splitter; 4), 저온 열교환기(5) 등의 단위공정을 거친다. 전체 공정의 가장 비점이 낮은 성분인 수소와 메탄(42)은 유분으로 생산된다. 탈에탄기(Deethanizer; 8)에서는 C2 유분(47)을 탑상으로 분리하고, C2 유분은 C2 수첨반응기(9)를 거쳐서 C2 분리기(10)에서 에탄(49)과 에틸렌(50)으로 분리되며, 에탄(49)은 순환 로(Recycle Furnace; 11)에서 부분적으로 경질 올레핀으로 전환된 후 냉각타워(2)로 재순환된다. 탈프로판기(Depropanizer; 12)에서는 C3 유분(53)을 탑상으로 분리하고, C3 유분은 C3 수첨반응기(13)를 거쳐서 C3 분리기(14)에서 프로판(55)과 프로필렌(56)으로 분리된다. 탈부탄기(Debutanizer; 15)에서는 C4 유분(58)을 탑상으로 분리하고, C4 유분은 부타다이엔 추출공정(16), MTBE(Methyl Tertiary Butyl Ether)(17), C3 수첨반응기(18), C4 분리기(19)를 거치면서 부타다이엔(59), 이소부틸렌(61), 1-부텐(65), C4 LPG(64)로 분리된다. 탈펜탄기(Depentanizer; 20) 에서는 C5 유분(66)을 탑상으로 분리하고, C5 유분은 C5 수첨반응기(21)를 거쳐서 C5 LPG(67)로 생산된다. 탈옥탄기(Deoctanizer; 22)에서는 C6~C8 유분(69)을 탑상으로 분리하고, C6~C8 유분은 PGHT(Pyrolysis Gasoline Hydrotreating Unit; 23)를 거치면서 아로마틱 유분(70)으로 생산되며, 탈옥탄기(22)의 탑저에서는 C9+ 유분(68)이 생산된다.
또한, 정유공장에서 고비점 유분의 고부가가치화를 위하여 사용되며, 가솔린을 주생산품으로 하는 FCC(fluid catalytic cracking) 공정을 통하여 경질 올레핀 화합물이 부산물로 생성될 수 있다. 이러한 FCC 공정은 증기로 폭기시 유체와 같이 거동하는 미세 입자 형태의 촉매를 사용하는 접촉분해 기술로서 당업계에서는 널리 알려져 있다. 일반적으로, FCC 공정에서는 공급원료로서 감압 잔사유, 상압 잔사유, 가스 오일 등과 같이, 본 발명에서 사용되는 나프타 또는 케로진에 비하여 보다 중질의 유분이 사용되고 있으며, 경질 올레핀 보다는 가솔린을 주로 생산하므로, 효과적인 경질 올레핀 생산이 이루어지지 않는다.
이와 같이, 에틸렌, 프로필렌 등과 같은 경질 올레핀을 생산하는 대표적인 화학공정은 스팀 크래킹 공정, FCC 공정, 경질유분 접촉분해공정 등으로서, 이들 공정의 반응기에서 생산되는 반응물의 대표적인 조성(중량%)은 하기 표 1과 같다.
스팀 크래킹 공정의 반응생성물 FCC 공정의 반응생성물 경질유분 접촉분해 공정의 반응생성물
메탄 16.13 1.2 13.91
에틸렌 32.05 1.9 20.71
에탄 2.91 0.7 8.93
프로필렌 16.65 4.8 22.06
프로판 0.35 0.7 3.04
C4 10.94 9.1 8.97
C5 5.71 1.1 7.81
C6 이상 14.18 79.6 13.58
기타 1.08 0.9 0.99
한편, 탄화수소 원료 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 경질유분 접촉분해공정에 대하여 이와 관련된 선행기술은 하기와 같다.
미국특허번호 제6,307,117호는 접촉분해 반응생성물을 H2~C3 유분과 C4+ 유분으로 분리하는 방법을 개시하고 있다. 또한, C4+ 유분을 C4, C5~C8 유분, 및 C9+ 유분으로 분리하는 방법을 개시하고 있다. 이들 중에서 C4+ 유분을 스팀 크래킹 반응기에서 추가 전환하는 방법을 소개하고 있다. 그러나, 이들 방법은 접촉분해 반응의 특성을 충분히 고려하여, 반응생성물을 효과적으로 활용하지 못하고 있다.
미국특허번호 제6,576,805호는 접촉분해공정에 있어서 H2~C3 유분의 분리공정구조를 개시하고 있으나, 전체 반응생성물에 대한 공정구조를 제시하지 못하고 있으며, 특히 C4+ 유분의 효과적인 활용을 제시하지 못하고 있다.
미국특허번호 제6,602,920호는 천연가스를 원료로 사용하여 경질 올레핀을 생산하기 위하여 열분해 크래킹 공정, 수첨반응공정 및 접촉분해공정을 순차적으로 사용하는 공정구조를 개시하고 있다. 그러나, 이 공정구조는 본 발명의 목적인 탄화수소 원료 혼합물, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료를 사용하는 접촉분해공정에는 사용할 수 없다.
상술한 바와 같이, 탄화수소 원료 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 경질유분 접촉분해공정에 대하여 촉매개발이 활발히 이루어지고 있으나, 이에 대하여 경질 올레핀을 생산하기 위한 효과적인 공정구조는 제시되지 못하고 있는 실정이다.
이에 본 발명자들은 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정에 있어서 효과적인 경질 올레핀 분리공정 구조와 재순환 방식을 고안하여 전체 공정의 경질 올레핀 생산량을 효과적으로 증진할 수 있었고, 본 발명은 이에 기초하여 완성되었다.
따라서, 본 발명의 목적은 탄화수소 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정에 있어서, 부가가치가 낮은 에탄과 프로판을 효과적으로 재순환하고, C4~C5 유분을 가장 경제적인 방법으로 재순환하고, C6+ 유분의 생산경로를 가변적으로 조절하여 전체 공정에서 에틸렌과 프로필렌의 생산을 효과적으로 증진할 수 있는, 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법을 제공하는데 있다.
본 발명의 다른 목적은 분리공정과 수소첨가반응을 최소화하여 전체 공정의 경제성을 향상시킬 수 있는, 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법을 제공하는데 있다.
상기 목적 및 기타 목적을 달성하기 위한 본 발명의 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법은,
(a) 탄화수소 원료 혼합물과 수증기를 접촉분해로 내로 공급시켜 촉매의 존재하에서 접촉분해 반응시키는 단계;
(b) 상기 접촉분해 반응에 사용된 촉매를 연속적 또는 주기적인 재생과정을 통해서 재생하여 상기 접촉분해로 내로 재공급하는 단계;
(c) 상기 접촉분해 반응으로부터 얻어진 반응생성물을 냉각, 압축 및 분리과정을 통해서 (i) 수소, 메탄 및 C2~C3 올레핀계 탄화수소를 각각 분리, 회수하고, (ii) C2~C3 파라핀계 탄화수소를 포함하는 흐름과 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리하는 단계;
(d) 상기 C2~C3 파라핀계 탄화수소를 포함하는 흐름을 순환 로(recycle furnace) 내로 유입시켜 열분해 반응을 통해서 C2~C3 올레핀 탄화수소로 전환시킨 후, 상기 냉각과정으로 순환시키는 단계; 및
(e) 상기 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 적어도 일부를 상기 접촉분해 반응 단계, 상기 촉매 재생 단계, 또는 양 단계 모두로 순환시키는 단계;
를 포함하는 것을 특징으로 한다.
여기서, 상기 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름은 C4~C5 탄화수소를 포함하는 흐름과 C6+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리될 수 있다.
상기 C4~C5 탄화수소를 포함하는 흐름은 상기 접촉분해 반응 단계로 순환될 수 있다. 한편, 상기 C6+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되며, 나머지 일부는 분리과정을 통해서 C6~C8 탄화수소를 포함하는 흐름과 C9+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리될 수 있다.
상기 C6~C8 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되고, 나머지 일부는 수첨탈황공정을 통해서 방향족 유분으로 전환, 회수될 수 있다.
한편, 상기 C9+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되고, 나머지 일부는 상기 촉매 재생 단계로 순환될 수 있다.
상기 탄화수소 원료 혼합물은 나프타 또는 케로진일 수 있다.
바람직하게는, 상기 탄화수소 원료 혼합물은 30∼350℃의 비점을 갖는 탄화수소 혼합물일 수 있다.
상기 촉매는 제올라이트계 화합물일 수 있다.
바람직하게는, 상기 제올라이트계 화합물은 ZSM-5형 제올라이트일 수 있다.
상기 접촉분해 반응은 바람직하게는, 500∼750℃의 반응온도와 0.01∼10의 탄화수소 원료 혼합물/수증기의 중량비의 조건하에 수행될 수 있다.
상기 접촉분해 반응은 또한 고정층 반응기 또는 유동층 반응기에서 수행될 수 있다.
상기 접촉분해 반응이 고정층 반응기에서 수행되는 경우, 상기 접촉분해 반응은 탄화수소 원료 화합물의 체류시간이 0.1∼600초인 조건 하에서 수행될 수 있다.
상기 접촉분해 반응이 유동층 반응기에서 수행되는 경우, 상기 접촉분해 반응은 탄화수소 원료 화합물의 체류시간이 0.1∼600초이고, 촉매/탄화수소 원료 화합물의 중량비가 1∼100인 조건 하에서 수행될 수 있다.
전술한 바와 같이, 본 발명은 탄화수소 원료 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정을 제시한다. 본 발명은 종래의 스팀 크래킹 기술 보다 경질 올레핀 생산량을 효과적으로 증진하고, 전체 공정을 단순화하는 장점이 있다. 또한, 본 발명은 종래의 FCC(fluid catalytic cracking) 공정에서는 다루지 못한 경질 올레핀 분리공정 구조와 효과적인 재순환 방식을 제안하여 경질 올레핀 생산량을 효과적으로 증진하는 방법을 제시한다.
이하, 본 발명을 도 2에 나타낸 바람직한 구체예를 참조하여 보다 구체적으로 살펴보지만, 본 발명이 이에 한정되는 것은 아니다.
본 발명의 공정에서는 원료(81)로서 탄화수소 원료 혼합물, 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물, 좀 더 바람직하게는 30∼350℃의 비점을 갖는 탄화수소 혼합물이 공급되고, 촉매 유동을 원활히 유지하고 반응성 향상을 위한 수증기(82)가 원료와 함께 공급되어, 촉매가 충전된 접촉분해반응기(24)에서 크래킹 반응을 통하여 올레핀을 포함한 반응 생성물(83)로 전환된다. 이때 수증기(82)는 촉매 유동을 원활히 유지하기 위한 유량과 반응성 향상을 위하여 반응조건에 따라 최적화되어 공급되는 유량의 합이다.
여기서, 상기 촉매는 당업계에 공지된 것이라면 특별히 한정되는 것은 아니나, 제올라이트계 화합물, 바람직하게는 ZSM-5형 제올라이트를 사용하는 것이 좋다.
상기 접촉분해 반응은 반응온도, 공간속도, 탄화수소 화합물/수증기 중량비 등에 크게 의존한다. 이때, 에너지 소모를 최소화하기 위하여 가능한 한 낮은 온도, 최적의 전환율 및 올레핀 생성량, 그리고 코크 생성에 의한 촉매의 비활성화의 최소화 등을 고려한 반응 조건이 제시되어야 한다.
본 발명의 바람직한 태양에 따르면, 접촉분해 반응의 반응 온도는 약 500∼750℃, 바람직하게는 약 600∼700℃, 보다 바람직하게는 약 610∼680℃이다. 또한, 탄화수소 원료 혼합물/수증기의 중량비는 약 0.01∼10, 바람직하게는 약 0.1∼2.0, 보다 바람직하게는 약 0.3∼1.0이다.
상기 접촉분해 반응은 또한 고정층 반응기 또는 유동층 반응기에서 수행될 수 있으며, 탄화수소 원료 혼합물의 체류시간은 약 0.1∼600초, 바람직하게는 약 0.5∼120초, 보다 바람직하게는 약 1∼20초이다.
여기서, 유동층 반응기를 사용하는 경우에는 촉매/탄화수소 원료 화합물의 중량비는 약 1∼100, 바람직하게는 약 5∼50, 보다 바람직하게는 약 10∼40이다.
한편, 접촉분해 반응기(24)는 사용한 촉매를 촉매재생기(25)에 공급하고 연속적 또는 주기적인 과정을 통해서 재생된 촉매를 촉매재생기(25)로부터 공급받는다. 반응 생성물(83)은 냉각타워(Quench Tower; 2)에서 일차적으로 비점에 따라 분리되며, 통상적으로 비점이 높은 순서대로 연료유(87), C5+ 탄화수소가 주요 성분인 열분해가솔린(pyrolysis gasoline; 86), 반응 보조역할을 한 수증기가 응축된 희석수(Dilution Water; 85), C4- 탄화수소가 주요성분인 기체 생성물(84)로 명명된다. 비점이 너무 높아 석유화학제품으로서 경제적 가치가 낮은 연료유(87)는 촉매재생기(25)로 공급된다. 기체생성물(84)은 압축기(3)를 거쳐서 궁극적으로 탈메탄기(Demetanizer; 7)로 유입되며, 이 과정에서 열을 회수하기 위하여 분리기(Splitter; 4), 저온 열교환기(5) 등의 단위공정을 거친다. 이로부터 전체 공정의 가장 비점이 낮은 성분인 수소와 메탄 유분(92)이 생산된다. 탈에탄기(Deethanizer; 8)에서는 C2 유분(94)을 탑상으로 분리하고, C2 유분은 C2 수첨반응기(9)를 거쳐서 C2 분리기(10)에서 에탄(97)과 에틸렌(98)으로 분리되며, 에탄(97)은 순환 로(Recycle Furnace; 11)에서 부분적으로 경질 올레핀으로 전환된 후(99) 냉각타워(2)로 재순환된다. 탈프로판기(Depropanizer; 12)에서는 C3 유분(101)을 탑상으로 분리하고, C3 유분은 C3 수첨반응기(13)를 거쳐서 C3 분리기(14)에서 프로판(103)과 프로필렌(104)으로 분리되며, 프로판(103)은 순환 로(11)에서 부분적으로 경질 올레핀으로 전환된 후(99) 냉각타워(2)로 재순환된다. 탈부탄기(15) 에서는 C4~C5 유분(106)을 탑상으로 분리하고, C4~C5 유분(106)은 접촉분해 반응기(24)로 재순환된다. 탈부탄기(15)의 탑저로 분리된 C6+ 유분(105)은 공정의 목적에 따라 일부분 재순환 C6+ 유분(107)으로 접촉분해 반응기(24)로 재순환된다. 탈옥탄기(Deoctanizer; 22)에서는 C6~C8 유분(110)을 탑상으로 분리하고, C6~C8 유분은 공정의 목적에 따라 일부분 재순환 C6~C8 유분(111)으로 접촉분해 반응기(24)로 재순환되고, 나머지(113)는 PGHT(23)을 거치면서 아로마틱 유분(114)으로 생산된다. 탈옥탄기(22)의 탑저로 분리된 C9+ 유분(109)은 공정의 목적에 따라 일부분 재순환 C9+ 유분(116)으로 접촉분해 반응기(24)로 재순환되고, 나머지(117)는 촉매재생기(25)로 공급된다.
전술한 바와 같이, 본 발명에 따르면, 탄화수소 원료 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정에서 효과적인 경질 올레핀 분리공정 구조와 재 순환 방식을 고안하여 전체 공정의 경질 올레핀 생산량을 효과적으로 증진할 수 있다.
접촉분해 반응의 경우, 스팀 크래킹 공정에 비하여 상대적으로 많은 에탄과 프로판이 반응에 의하여 생성되므로, 순환 로(11)를 활용하여 이들을 전량 재순환하면 에틸렌과 프로필렌의 생산성을 증진시킬 수 있다.
또한, 접촉분해 반응으로부터 생산되는 부타다이엔과 1-부텐의 생성량이 현격히 줄어들기 때문에 이들을 분리하여 생산하는 것은 경제성이 떨어지지만, 접촉분해 반응기로 재순환하면 에틸렌과 프로필렌으로 전환이 가능해진다. 본 발명에서는 C4~C5 유분(106)을 전량 접촉분해 반응기(24)로 재순환함으로써, 불필요한 분리공정과 고가의 수첨반응을 제거하여, 전체 공정을 단순화하고 에틸렌과 프로필렌의 생산성을 증진시킬 수 있다.
또한 본 발명에서는 C6~C8 유분(110)의 일부분(111)을 접촉분해 반응기(24)로 재순환하여 아로마틱의 함량을 조절할 수 있으며, 궁극적으로는 아로마틱의 함량을 증진할 수 있다.
또한 본 발명에서는 C9+ 유분(109)의 일부분(116)을 접촉분해 반응기(24)로 재순환하여 C6~C8 유분으로 전환하여 아모마틱 생산성을 증긴하는 것이 가능하고, 나머지 물량은 촉매재생기(25)로 재순환하여 연료유로 사용할 수 있기 때문에 공정의 물량조절 및 제품가격의 변동에 대하여 공정의 생산성을 극대화 할 수 있다.
또한 본 발명에서는 연료유(87)를 촉매재생기에 직접 사용하여 연료유를 처리하는 제반 설비를 단순화하고 경제성을 증진시킬 수 있다. 일반적인 공정의 경 우 연료유(87)는 석유화학제품으로서 경제적 가치가 낮아 소각되거나 가열기의 원료로 사용된다. 그러나 이 경우 운송 및 저장의 추가적인 비용이 발생하고, 타 유분과의 혼합시 문제를 야기한다.
본 발명은 하기의 실시예에 의하여 보다 명확히 이해될 수 있으며, 하기의 실시예는 본 발명의 예시 목적에 불과하며 발명의 영역을 제한하고자 하는 것은 아니다.
비교예 1
도 1의 공정구조를 갖는 상업공정을 통하여 경질 올레핀을 생산하는 스팀 크래킹 공정의 성능을 알아보면 다음과 같다.
본 비교예에서 사용된 원료는 정유공정에서 생산되는 나프타이며 원료성분은 표 2와 같다.
n-파라핀 i-파라핀 납센 방향족
나프타 36.2% 49.3% 11.3% 3.2%
열분해 반응기(1)의 운전조건은 반응온도 850℃, 수증기/나프타의 중량비 2, 반응 체류시간 0.1초이다.
본 비교예에서 순환 유분을 포함한 전체 공정의 수율은 하기 표 3과 같다.
반응생성물 조성(중량%)
메탄 14.2
에틸렌 32.8
에탄 0.5
프로필렌 17.8
프로판 1.5
C4 10.0
C5 4.3
C6 이상 14.5
기타 4.4
비교예 2
경질 올레핀을 생산하는 접촉분해 반응의 성능을 알아보기 위하여 비교예 1과 같은 원료를 사용하여 촉매반응기에 실험을 수행하였다.
촉매반응기는 액체 주사 펌프를 통해 원료를 공급하고, 반응기 외부의 전기식 가열기를 사용하여 반응 온도를 조절하고, 반응 생성물은 액상과 기상으로 분리되어 각각의 무게와 성분을 정량적으로 분석할 수 있다.
본 비교예에서는 HZSM-5 촉매를 사용하였으며, 반응은 675℃에서 수행되었다. 반응 생성물의 분석결과는 하기 표 4와 같다.
반응생성물 조성(중량%)
메탄 13.91
에틸렌 20.71
에탄 8.93
프로필렌 22.06
프로판 3.04
C4 8.97
C5 7.81
C6 이상 13.58
기타 0.99
본 비교예로부터 접촉분해 반응의 특징으로 상당한 양의 에탄과 프로판이 생성됨을 알 수 있으며, C4~C5 유분도 상당부분 생성됨을 알 수 있다.
비교예 3
재순환 유분의 성능을 알아보기 위하여 비교예 2의 반응 생성물을 분리하여 표 5와 같은 C4~C5 유분을 제조하였고, 비교예 2와 동일한 촉매반응을 수행하였다.
n-파라핀 i-파라핀 올레핀 납센 방향족
C4~C5 유분 16.8% 15.7% 65.6 1.9% 0%
비교예 2과 동일한 촉매 및 반응조건에서의 반응 생성물의 분석결과는 하기 표 6과 같다.
반응생성물 조성(중량%)
메탄 8.3
에틸렌 25.0
에탄 5.9
프로필렌 25.4
프로판 4.3
C4 13.8
C5 5.7
C6 이상 10.58
기타 1.02
본 비교예를 통하여 C4~C5 유분을 재순환하는 경우 효과적으로 에틸렌과 프로필렌을 생성할 수 있음을 알 수 있다.
실시예 1
비교예 3의 결과를 사용하여 본 발명을 통한 전체적인 공정의 성능을 알아보았다. 전체 공정의 성능은 컴퓨터 시뮬레이션을 사용하였다. 또한 에탄 및 프로판을 원료로 사용하는 순환 로의 성능은 기존공정의 자료를 활용하여 하기 표 7의 결과를 사용하였다.
에탄을 원료로 사용하는 순환 로 반응생성물 조성(중량%) 프로판을 원료로 사용하는 순환 로 반응생성물 조성(중량%)
메탄 4.2 18.9
에틸렌 51.9 35.6
에탄 34.5 2.8
프로필렌 1.2 16.7
프로판 0.1 16.3
C4 2.3 3.7
C5 0.3 1.1
C6 이상 1.1 1.6
기타 4.4 3.3
전체 공정의 수율은 하기 표 8과 같다.
전체 공정 수율(중량%)
메탄 17.3
에틸렌 34.7
에탄 0.0
프로필렌 24.6
프로판 0.0
C4 0.0
C5 0.0
C6 이상 20.5
기타 2.9
본 실시예의 결과로부터 에틸렌과 프로필렌의 생산수율이 59.3중량%로서 비교예 1의 일반적인 스팀 크래킹 공정의 50.6중량% 보다 매우 높음을 알 수 있다. 이는 에탄과 프로판을 효과적으로 순환 로로 재순환하고, C4~C5 유분을 접촉분해 반응기로 재순환함으로써 얻어진 결과이다.
전술한 바와 같이, 본 발명에 따르면, 탄화수소 혼합물로부터, 보다 바람직하게는 나프타 또는 케로진 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 사용하여 경질 올레핀계 탄화수소를 생산하는 공정에 있어서, 부가가치가 낮은 에탄과 프로판을 효과적으로 재순환하고, C4~C5 유분을 가장 경제적인 방법으로 재순환하고, C6+ 유분의 생산경로를 가변적으로 조절하여 전체 공정에서 에틸렌과 프로필렌의 생산을 효과적으로 증진할 수 있다.
또한 본 발명에서는 분리공정과 수소첨가반응을 최소화하여 전체 공정의 경제성을 증진하였다.
본 발명의 단순한 변형 내지 변경은 이 분야의 통상의 지식을 가진 자에 의 하여 용이하게 이용될 수 있으며 이러한 변형이나 변경은 모두 본 발명의 영역에 속하는 것으로 본 발명의 구체적인 보호범위는 첨부된 특허청구범위에 의하여 명확해질 것이다.

Claims (14)

  1. (a) 탄화수소 원료 혼합물과 수증기를 접촉분해로 내로 공급시켜 촉매의 존재하에서 접촉분해 반응시키는 단계;
    (b) 상기 접촉분해 반응에 사용된 촉매를 연속적 또는 주기적인 재생과정을 통해서 재생하여 상기 접촉분해로 내로 재공급하는 단계;
    (c) 상기 접촉분해 반응으로부터 얻어진 반응생성물을 냉각, 압축 및 분리과정을 통해서 (i) 수소, 메탄 및 C2~C3 올레핀계 탄화수소를 각각 분리, 회수하고, (ii) C2~C3 파라핀계 탄화수소를 포함하는 흐름과 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리하는 단계;
    (d) 상기 C2~C3 파라핀계 탄화수소를 포함하는 흐름을 순환 로(recycle furnace) 내로 유입시켜 열분해 반응을 통해서 C2~C3 올레핀 탄화수소로 전환시킨 후, 상기 냉각과정으로 순환시키는 단계; 및
    (e) 상기 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 적어도 일부를 상기 접촉분해 반응 단계, 상기 촉매 재생 단계, 또는 양 단계 모두로 순환시키는 단계;
    를 포함하는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  2. 제1항에 있어서, 상기 C4+ 탄화수소를 포함하는 흐름은 C4~C5 탄화수소를 포함하는 흐름과 C6+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리되는 것을 특징으로 하는 탄 화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  3. 제2항에 있어서, 상기 C4~C5 탄화수소를 포함하는 흐름은 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  4. 제2항에 있어서, 상기 C6+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되며, 나머지 일부는 분리과정을 통해서 C6~C8 탄화수소를 포함하는 흐름과 C9+ 탄화수소를 포함하는 흐름으로 분리되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  5. 제4항에 있어서, 상기 C6~C8 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되고, 나머지 일부는 수첨탈황공정을 통해서 방향족 유분으로 전환, 회수되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  6. 제4항에 있어서, 상기 C9+ 탄화수소를 포함하는 흐름 중 일부는 상기 접촉분해 반응 단계로 순환되고, 나머지 일부는 상기 촉매 재생 단계로 순환되는 것을 특 징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  7. 제1항에 있어서, 상기 탄화수소 원료 혼합물은 나프타 또는 케로진인 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  8. 제1항에 있어서, 상기 탄화수소 원료 혼합물은 30∼350℃의 비점을 갖는 탄화수소 혼합물인 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  9. 제1항에 있어서, 상기 촉매는 제올라이트계 화합물인 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  10. 제9항에 있어서, 상기 제올라이트계 화합물은 ZSM-5형 제올라이트인 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  11. 제1항에 있어서, 상기 접촉분해 반응은 500∼750℃의 반응온도와 0.01∼10의 탄화수소 원료 혼합물/수증기의 중량비의 조건하에 수행되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  12. 제1항에 있어서, 상기 접촉분해 반응은 고정층 반응기 또는 유동층 반응기에서 수행되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  13. 제12항에 있어서, 상기 접촉분해 반응이 고정층 반응기에서 수행되는 경우, 상기 접촉분해 반응은 탄화수소 원료 화합물의 체류시간이 0.1∼600초인 조건 하에서 수행되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
  14. 제12항에 있어서, 상기 접촉분해 반응이 유동층 반응기에서 수행되는 경우, 상기 접촉분해 반응은 탄화수소 원료 화합물의 체류시간이 0.1∼600초이고, 촉매/탄화수소 원료 화합물의 중량비가 1∼100인 조건 하에서 수행되는 것을 특징으로 하는 탄화수소 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법.
KR1020050094467A 2005-10-07 2005-10-07 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법 Active KR100632571B1 (ko)

Priority Applications (9)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR1020050094467A KR100632571B1 (ko) 2005-10-07 2005-10-07 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법
EP06768537.0A EP1931611A4 (en) 2005-10-07 2006-05-19 Process for increasing production of light olefins from hydrocarbon feedstock in catalytic cracking
CN2006800269933A CN101228104B (zh) 2005-10-07 2006-05-19 提高烃原料催化裂化反应中轻质烯烃的产率的方法
RU2008101551/04A RU2416594C2 (ru) 2005-10-07 2006-05-19 Способ увеличения выработки легких олефинов из углеводородного сырья посредством каталитического крекинга
BRPI0616497-8A BRPI0616497B1 (pt) 2005-10-07 2006-05-19 processo para aumentar a produção de olefinas leves a partir da matéria-prima de hidrocarboneto na destilação fracionada catalítica
CA2617887A CA2617887C (en) 2005-10-07 2006-05-19 Process for increasing production of light olefins from hydrocarbon feedstock in catalytic cracking
JP2008534432A JP5293954B2 (ja) 2005-10-07 2006-05-19 接触分解において炭化水素原料から軽質オレフィンを増産する方法
PCT/KR2006/001880 WO2007043738A1 (en) 2005-10-07 2006-05-19 Process for increasing production of light olefins from hydrocarbon feedstock in catalytic cracking
US11/421,496 US7939702B2 (en) 2005-10-07 2006-06-01 Process for increasing production of light olefins from hydrocarbon feedstock in catalytic cracking

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
KR1020050094467A KR100632571B1 (ko) 2005-10-07 2005-10-07 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법

Publications (1)

Publication Number Publication Date
KR100632571B1 true KR100632571B1 (ko) 2006-10-09

Family

ID=37635514

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020050094467A Active KR100632571B1 (ko) 2005-10-07 2005-10-07 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법

Country Status (9)

Country Link
US (1) US7939702B2 (ko)
EP (1) EP1931611A4 (ko)
JP (1) JP5293954B2 (ko)
KR (1) KR100632571B1 (ko)
CN (1) CN101228104B (ko)
BR (1) BRPI0616497B1 (ko)
CA (1) CA2617887C (ko)
RU (1) RU2416594C2 (ko)
WO (1) WO2007043738A1 (ko)

Cited By (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR100904297B1 (ko) 2007-10-26 2009-06-25 한국화학연구원 연속적인 2단계 촉매 반응을 이용한 합성가스로부터 경질올레핀의 제조방법
WO2013169462A1 (en) * 2012-05-07 2013-11-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
US8921633B2 (en) 2012-05-07 2014-12-30 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
US8937205B2 (en) 2012-05-07 2015-01-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes
US9181146B2 (en) 2010-12-10 2015-11-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
US9181147B2 (en) 2012-05-07 2015-11-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
WO2023068909A1 (ko) * 2021-10-22 2023-04-27 서강대학교산학협력단 메탄의 직접 전환을 이용한 올레핀 제조 반응 장치 및 제조 공정

Families Citing this family (37)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7892418B2 (en) 2005-04-11 2011-02-22 Oil Tech SARL Process for producing low sulfur and high cetane number petroleum fuel
US8608942B2 (en) * 2007-03-15 2013-12-17 Kellogg Brown & Root Llc Systems and methods for residue upgrading
US7883618B2 (en) * 2008-02-28 2011-02-08 Kellogg Brown & Root Llc Recycle of olefinic naphthas by removing aromatics
CN101323798B (zh) * 2008-07-31 2012-10-31 石宝珍 一种催化转化方法及其专用装置
US8137631B2 (en) * 2008-12-11 2012-03-20 Uop Llc Unit, system and process for catalytic cracking
US8246914B2 (en) * 2008-12-22 2012-08-21 Uop Llc Fluid catalytic cracking system
US8889076B2 (en) * 2008-12-29 2014-11-18 Uop Llc Fluid catalytic cracking system and process
FR2959748B1 (fr) * 2010-05-06 2012-05-18 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique avec recycle d'une coupe olefinique prelevee en amont de la section de separation des gaz afin de maximiser la production de propylene.
US20120041243A1 (en) * 2010-08-10 2012-02-16 Uop Llc Integration of a methanol-to-olefin reaction system with a hydrocarbon pyrolysis system
CN102465001A (zh) * 2010-11-17 2012-05-23 中国石油化工股份有限公司 石脑油催化转化为低碳烯烃的方法
RU2627663C2 (ru) * 2012-08-09 2017-08-09 Линде Актиенгезелльшафт Способ получения олефинов путем термического парового крекинга
ES2559627T3 (es) * 2012-08-09 2016-02-15 Linde Aktiengesellschaft Procedimiento para la obtención de olefinas mediante disociación de vapor térmica en horno de disociación
US9745519B2 (en) 2012-08-22 2017-08-29 Kellogg Brown & Root Llc FCC process using a modified catalyst
CN103739418B (zh) * 2012-10-17 2016-07-13 中国石油化工股份有限公司 提高甲醇制低碳烯烃工艺中低碳烯烃收率的方法
US9428695B2 (en) 2013-02-12 2016-08-30 Saudi Basic Industries Corporation Conversion of plastics to olefin and aromatic products with product recycle
US8895790B2 (en) 2013-02-12 2014-11-25 Saudi Basic Industries Corporation Conversion of plastics to olefin and aromatic products
WO2014177988A1 (en) 2013-04-29 2014-11-06 Saudi Basic Industries Corporation Catalytic methods for converting naphtha into olefins
EP3004291B1 (en) * 2013-06-04 2019-02-06 Uop Llc Naphtha cracking
US9328298B2 (en) 2013-06-04 2016-05-03 Uop Llc Naphtha cracking
US9328299B2 (en) 2013-06-04 2016-05-03 Uop Llc Naphtha cracking
CN104557377B (zh) * 2013-10-28 2018-07-13 中国石油化工股份有限公司 含氧化合物与石脑油耦合反应生产乙烯与丙烯的方法
CN104628507B (zh) * 2013-11-06 2018-06-08 中国石油化工股份有限公司 由甲醇制备低碳烯烃的方法
CN105349172B (zh) * 2014-08-20 2017-03-01 中国石油化工股份有限公司 石脑油原料的催化裂解方法
US11001772B2 (en) * 2016-02-29 2021-05-11 Sabic Global Technologies B.V. Process for producing olefins using aromatic saturation
KR20180117154A (ko) 2016-03-02 2018-10-26 에그리메티스, 엘엘씨 L-글루포시네이트를 제조하는 방법
CN109844070B (zh) 2016-10-11 2022-01-04 沙特基础全球技术有限公司 由混合塑料生产烯烃和芳烃的方法
JP6956187B2 (ja) 2017-01-05 2021-11-02 サビック グローバル テクノロジーズ ベスローテン フェンノートシャップ 廃棄プラスチックのプロピレンおよびクメンへの変換
JP7051873B2 (ja) 2017-01-05 2022-04-11 サビック グローバル テクノロジーズ ベスローテン フェンノートシャップ 廃棄プラスチックのプロピレンおよびクメンへの変換
EP3724298A1 (en) * 2017-12-15 2020-10-21 SABIC Global Technologies B.V. Method for preheating naphtha in naphtha catalytic cracking processes
CN109957421B (zh) * 2017-12-25 2021-01-01 中国石油天然气股份有限公司 一种催化裂化与轻烃深加工的组合方法
EP3755768A1 (en) 2018-02-22 2020-12-30 Total Research & Technology Feluy Improved naphtha steam cracking process
EP3830224A1 (en) 2018-07-27 2021-06-09 SABIC Global Technologies B.V. Process of producing light olefins and aromatics from wide range boiling point naphtha
FR3104604B1 (fr) * 2019-12-16 2022-04-22 Ifp Energies Now Dispositif et procédé de production d’oléfines légères et d’aromatiques par craquage catalytique.
FR3104605B1 (fr) * 2019-12-16 2022-04-22 Ifp Energies Now Dispositif et procédé de production d’oléfines légères par craquage catalytique et vapocraquage.
CN111704521B (zh) * 2020-06-22 2021-10-26 中国科学院过程工程研究所 一种烯烃反应产物急冷处理系统和急冷处理方法
CN116162012A (zh) * 2021-11-25 2023-05-26 环球油品公司 从c4和/或c5烃生产乙烯和丙烯的集成方法
CN114409492B (zh) * 2021-12-15 2023-12-22 国家能源集团宁夏煤业有限责任公司 甲醇制低碳烯烃的装置及方法

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5028400A (en) * 1987-04-29 1991-07-02 Mobil Oil Corporation Feedstock preparation and reactor system for conversion to oxygenates to olefins
JPH06166639A (ja) * 1992-09-09 1994-06-14 Tonen Chem Corp 接触分解装置から副生する軽質ガスからのオレフィン類の回収方法
US5523502A (en) * 1993-11-10 1996-06-04 Stone & Webster Engineering Corp. Flexible light olefins production
CN1069682C (zh) * 1997-12-23 2001-08-15 中国石油化工总公司 重油催化热裂解层柱粘土催化剂及其制备
US6455750B1 (en) * 1998-05-05 2002-09-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for selectively producing light olefins
KR100338276B1 (ko) * 1998-08-25 2002-05-27 야마모토 카즈모토 에틸렌 및 프로필렌의 제조방법
US6602920B2 (en) 1998-11-25 2003-08-05 The Texas A&M University System Method for converting natural gas to liquid hydrocarbons
US6271433B1 (en) * 1999-02-22 2001-08-07 Stone & Webster Engineering Corp. Cat cracker gas plant process for increased olefins recovery
US6441263B1 (en) * 2000-07-07 2002-08-27 Chevrontexaco Corporation Ethylene manufacture by use of molecular redistribution on feedstock C3-5 components
DE10217866A1 (de) * 2002-04-22 2003-11-06 Linde Ag Verfahren und Vorrichtung zur Olefinherstellung
US7128827B2 (en) * 2004-01-14 2006-10-31 Kellogg Brown & Root Llc Integrated catalytic cracking and steam pyrolysis process for olefins
KR101147469B1 (ko) * 2004-03-08 2012-05-21 리서치 인스티튜트 오브 페트롤리움 프로세싱 시노펙 경질 올레핀 및 방향족 화합물의 제조 방법
US20080081938A1 (en) * 2006-09-28 2008-04-03 Schultz Michael A Absorption recovery processing of light olefins free of carbon dioxide

Cited By (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR100904297B1 (ko) 2007-10-26 2009-06-25 한국화학연구원 연속적인 2단계 촉매 반응을 이용한 합성가스로부터 경질올레핀의 제조방법
US9181146B2 (en) 2010-12-10 2015-11-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
WO2013169462A1 (en) * 2012-05-07 2013-11-14 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
US8921633B2 (en) 2012-05-07 2014-12-30 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
US8937205B2 (en) 2012-05-07 2015-01-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes
US9181147B2 (en) 2012-05-07 2015-11-10 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for the production of xylenes and light olefins
WO2023068909A1 (ko) * 2021-10-22 2023-04-27 서강대학교산학협력단 메탄의 직접 전환을 이용한 올레핀 제조 반응 장치 및 제조 공정

Also Published As

Publication number Publication date
JP2009511657A (ja) 2009-03-19
BRPI0616497A2 (pt) 2012-12-25
WO2007043738A1 (en) 2007-04-19
EP1931611A4 (en) 2017-03-15
CA2617887C (en) 2013-05-07
RU2008101551A (ru) 2009-07-27
JP5293954B2 (ja) 2013-09-18
CN101228104B (zh) 2011-06-15
RU2416594C2 (ru) 2011-04-20
US7939702B2 (en) 2011-05-10
US20070083071A1 (en) 2007-04-12
CA2617887A1 (en) 2007-04-19
CN101228104A (zh) 2008-07-23
EP1931611A1 (en) 2008-06-18
BRPI0616497B1 (pt) 2015-09-08

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR100632571B1 (ko) 탄화수소 원료 혼합물로부터 접촉분해공정을 통해서 경질올레핀계 탄화수소 화합물을 증산하는 방법
JP5339845B2 (ja) 流動接触分解方法
US8476479B2 (en) Method of treating biomass, fuel for fuel cell, gasoline, diesel fuel, liquefied petroleum gas, and synthetic resin
RU2639160C2 (ru) Способ олигомеризации бензина без дополнительного облагораживания
EA017596B1 (ru) Дополнительный крекинг парафинового лигроина при совместной работе установки каталитического крекинга в псевдоожиженном слое
JP2005200631A (ja) オレフィンのための統合された接触分解および水蒸気熱分解法
CN103221514B (zh) 将重质原料转化成中间馏分的方法
CN101323798B (zh) 一种催化转化方法及其专用装置
US7316773B2 (en) Catalytic cracking process and the device used therein
US20160264492A1 (en) Integrated process for converting light paraffins to gasoline and distillate
CN114989865B (zh) 费托合成油耦合低碳醇醚含氧化合物生产低碳烯烃的方法
CN118591611A (zh) 将含氧化合物原料升级为烃馏分的工艺及其他应用
CN1262625C (zh) 一种催化裂化方法以及用于该方法的装置
US20160083660A1 (en) Fcc process with an integrated secondary reactor for increased light olefin yields
CN114456025A (zh) 一种催化轻汽油生产乙烯丙烯的方法和系统
CN102285857A (zh) 一种增产丙烯和乙烯的方法
CN112745957A (zh) 一种原油制备低碳烯烃的方法与系统
EP3863993A1 (en) Process to prepare propylene
CN112725004B (zh) 一种从费托合成中间产品生产高辛烷值汽油的方法和装置
KR101958487B1 (ko) Ｆｃｃ 로부터의 ｈｃｏ 컷의 선택적 수소화 단계를 포함하는 종래 중질 원료로부터의 중간 유분의 제조 방법
CN111218297B (zh) 一种催化裂化与醚化的组合方法
CN103547551A (zh) 从烯烃转化工艺的再循环流中去除污垢前体的方法和系统
CN116554923B (zh) 一种重油生产低碳烯烃的方法及系统
US20210238489A1 (en) Simplified fuels refining
CN114479922A (zh) 原油制备低碳烯烃的方法及系统

Legal Events

Date Code Title Description
PA0109 Patent application

Patent event code: PA01091R01D

Comment text: Patent Application

Patent event date: 20051007

A201 Request for examination
A302 Request for accelerated examination
PA0201 Request for examination

Patent event code: PA02012R01D

Patent event date: 20060519

Comment text: Request for Examination of Application

Patent event code: PA02011R01I

Patent event date: 20051007

Comment text: Patent Application

PA0302 Request for accelerated examination

Patent event date: 20060519

Patent event code: PA03022R01D

Comment text: Request for Accelerated Examination

Patent event date: 20051007

Patent event code: PA03021R01I

Comment text: Patent Application

E701 Decision to grant or registration of patent right
PE0701 Decision of registration

Patent event code: PE07011S01D

Comment text: Decision to Grant Registration

Patent event date: 20060725

GRNT Written decision to grant
PR0701 Registration of establishment

Comment text: Registration of Establishment

Patent event date: 20060928

Patent event code: PR07011E01D

PR1002 Payment of registration fee

Payment date: 20060927

End annual number: 3

Start annual number: 1

PG1601 Publication of registration
PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20090828

Start annual number: 4

End annual number: 4

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20091222

Start annual number: 5

End annual number: 5

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20101217

Start annual number: 6

End annual number: 6

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20120612

Start annual number: 7

End annual number: 7

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20130520

Year of fee payment: 8

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20130520

Start annual number: 8

End annual number: 8

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20140603

Year of fee payment: 9

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20140603

Start annual number: 9

End annual number: 9

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20150625

Year of fee payment: 10

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20150625

Start annual number: 10

End annual number: 10

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20160630

Year of fee payment: 11

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20160630

Start annual number: 11

End annual number: 11

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20170703

Year of fee payment: 12

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20170703

Start annual number: 12

End annual number: 12

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20180625

Year of fee payment: 13

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20180625

Start annual number: 13

End annual number: 13

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20190620

Year of fee payment: 14

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20190620

Start annual number: 14

End annual number: 14

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20200629

Start annual number: 15

End annual number: 15

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20210623

Start annual number: 16

End annual number: 16

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20220621

Start annual number: 17

End annual number: 17

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20230612

Start annual number: 18

End annual number: 18

PR1001 Payment of annual fee

Payment date: 20240618

Start annual number: 19

End annual number: 19