乙烯的制备方法和乙烯的制备装置
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求于2018年09月04日提交的韩国专利申请No.10-2018-0105163和于2019年07月03日提交的韩国专利申请No.10-2019-0079915的优先权的权益，这两项专利申请的公开内容通过引用全部并入本说明书中。
技术领域
本发明涉及一种乙烯的制备方法，更具体地，涉及一种在由热裂化法制备乙烯时，能够通过防止由于产量增加引起的过载来提高乙烯的收率的乙烯的制备方法，以及实施所述制备方法的乙烯的制备装置。
背景技术
通常，乙烯通过诸如石脑油、乙烷、丙烷等的热裂化方法，乙炔氢化的方法，乙醇脱水的方法等的各种方法制备。在这些方法中，在热裂化方法中，将作为原料的诸如石脑油等的烃化合物输入到炉中，使烃化合物在炉中进行热裂化，并且使热裂化产物进行冷却、压缩和纯化。
近年来，在使用诸如石脑油等的烃化合物作为原料的热裂化方法中，为了提高诸如乙烯的产物的收率，使用除了使用石脑油作为原料的液相分解步骤之外，还包括使用乙烷、丙烷等作为原料的气相分解步骤的方法。此处，作为在通过石脑油的裂化生成的热裂化产物中的乙烷，使用纯化之后循环的乙烷作为原料，作为在通过石脑油的裂化生成的热裂化产物中的丙烷，使用纯化之后循环的丙烷作为原料，或者使用从外部引入的丙烷作为原料。特别地，由于丙烷比其它原料便宜，因此，它可以容易得到并且可以降低生产成本。
同时，在石脑油热裂化工艺中增加使用乙烷、丙烷等的气相分解步骤的情况下，优选地，增加将热裂化生成的产物冷却、压缩和纯化的步骤，但是由于诸如额外设置其它工艺的空间的问题，因此仅增加炉。
然而，在安装附加炉并从外部引入另外的丙烷用作炉中的原料的情况下，另外的丙烷与现有的循环并重新用作原料的乙烷之间的裂化收率的差异非常大。特别地，在使用丙烷作为原料的热裂化工艺的比例增加的情况下，例如安装使用丙烷作为原料的附加炉的情况、使用石脑油的液相分解步骤由于工艺设备的维护而中断的情况等，由热裂化生成的产物中的甲烷的含量剧烈增加，引起在纯化工艺中发生过载。
发明内容
技术问题
为了解决背景技术中提到的问题，本发明的一个目的是提供一种乙烯的制备方法，当通过石脑油的热裂化制备乙烯时，所述制备方法能够根据原料类型的变化处理裂化收率的变化。
即，本发明的一个目的是提供一种乙烯的制备方法，当通过石脑油的热裂化制备乙烯时，所述制备方法能够根据原料类型的变化处理裂化收率的变化，使得可以自由地安装使用气相原料的附加气炉，并且即使在使用石脑油的液相分解步骤由于工艺设备的维护而中断的情况下也可以单独操作，以及，一种实施所述制备方法的乙烯的制备装置。
技术方案
在一个总的方面，乙烯的制备方法包括：将包含C1和C2烃化合物的进料流通过第一热交换器，并且将所述进料流进料到第二气液分离塔中；将第二气液分离塔的塔底排出流的一部分进料到脱甲烷塔中，将第二气液分离塔的塔顶排出流通过第二热交换器，并且将第二气液分离塔的塔顶排出流进料到第三气液分离塔；将第三气液分离塔的塔底排出流进料到脱甲烷塔中；将脱甲烷塔的塔底排出流进料到C2分离塔中；将C2分离塔的塔顶排出流进料到第二压缩机中；将第二压缩机的压缩排出流的一部分通过第一热交换器，并且将该通过第一热交换器的第二压缩机的压缩排出流的部分进料到第二压缩机中作为第一循环流；将第二压缩机的压缩排出流的一部分通过第二热交换器，并且将该通过第二热交换器的第二压缩机的压缩排出流的部分进料到第一压缩机中作为第二循环流；以及将第一压缩机的压缩排出流进料到第二压缩机中。
在另一个总的方面，乙烯的制备方法包括：将包含C1和C2烃化合物的进料流通过第一热交换器，并且将所述进料流进料到第二气液分离塔中；将第二气液分离塔的塔底排出流的一部分进料到脱甲烷塔中，将第二气液分离塔的塔顶排出流通过第二热交换器，并且将第二气液分离塔的塔顶排出流进料到第三气液分离塔中；将第三气液分离塔的塔底排出流进料到脱甲烷塔中；将脱甲烷塔的塔底排出流进料到C2分离塔中；将C2分离塔的塔顶排出流进料到第二压缩机中；将第二压缩机的压缩排出流的一部分通过第一热交换器，并且将该通过第一热交换器的第二压缩机的压缩排出流的部分进料到第二压缩机中作为第一循环流；将第二压缩机的压缩排出流的一部分通过第二热交换器，并且将该通过第二热交换器的第二压缩机的压缩排出流的部分进料到第一压缩机中作为第二循环流；以及将第一压缩机的压缩排出流进料到第二压缩机中，其中，仅在所述包含C1和C2烃化合物的进料流中的C1含量为35摩尔％以上的情况下，进行所述的将第二压缩机的压缩排出流的一部分通过第二热交换器，并且将该通过第二热交换器的第二压缩机的压缩排出流的部分进料到第一压缩机中作为第二循环流。
在又一个总的方面，乙烯的制备装置包括：第一热交换器，通过使用第二压缩机的压缩排出流的一部分作为第一制冷剂流来冷却进料流，该第二压缩机的压缩排出流的部分作为第一循环流；第二气液分离塔，对从第一热交换器排出的冷却后的进料流进行气液分离；第二热交换器，通过使用第二压缩机的压缩排出流的一部分作为第二制冷剂流来冷却第二气液分离塔的塔顶排出流，该第二压缩机的压缩排出流的部分作为第二循环流；第三气液分离塔，对从第二热交换器排出的冷却后的第二气液分离塔的塔顶排出流进行气液分离；脱甲烷塔，从第二气液分离塔的塔底排出流和第三气液分离塔的塔底排出流中分离甲烷；C2分离塔，从脱甲烷塔的塔底排出流中分离C2；第一压缩机，压缩在第二热交换器中用作制冷剂的第二循环流；以及第二压缩机，压缩C2分离塔的塔顶排出流、第一循环流和第一压缩机的压缩排出流。
有益效果
在使用根据本发明的乙烯的制备方法和乙烯的制备装置制备乙烯的情况下，可以根据原料类型的变化处理裂化收率的变化，使得可以自由地安装使用气相原料的附加气炉，并且即使在使用石脑油的液相分解步骤由于工艺设备的维护而中断的情况下也可以单独操作。
附图说明
图1是根据现有技术的乙烯的制备方法的工艺流程图；
图2是根据本发明的一个实施方案的乙烯的制备方法的工艺流程图。
具体实施方式
本发明的说明书和权利要求书中使用的术语和词语不应理解为常规的或词典的含义，而是基于发明人可以适当定义术语的概念，以便以最佳方式描述他们自己的发明的原则，理解为符合本发明的技术构思的含义和概念。
在本发明中，术语“流(stream)”可以指流体在工艺中的流动，并且还可以指通过管道流动的流体本身。具体地，“流”可以指通过连接各个设备的管道流动的流体本身，以及流体的流动。此外，流体可以指气体或液体。
下文中，将更详细地描述本发明以理解本发明。
根据本发明的乙烯的制备方法可以包括：热裂化工艺，将作为原料的石脑油、再循环的C2和C3烃化合物以及丙烷输入到各个炉中并在各个炉中进行热裂化(S1，未示出)；冷却工艺，冷却从各个炉中由热裂化得到的包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化气体(S2，未示出)；压缩工艺，压缩冷却后的热裂化气体(S3，未示出)；和纯化工艺，纯化包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流(S4，示于图2中)。
具体地，所述热裂化工艺(S1)可以包括：使用石脑油作为原料的液相分解步骤；使用再循环的C2和C3烃化合物如乙烷、丙烷等作为原料的气相分解步骤；和使用丙烷作为原料的气相分解步骤。
冷却工艺(S2)可以包括在冷却塔中冷却在热裂化工艺(S1)中的各个炉中产生的热裂化气体的冷却步骤。
压缩工艺(S3)可以包括通过两个或更多个压缩机的多级压缩来压缩在冷却工艺(S2)中冷却的热裂化流，从而纯化冷却后的热裂化流的压缩步骤。
如图2中所示，纯化工艺(S4)包括：将包含C1和C2烃化合物的进料流通过第一热交换器20，并且将所述进料流进料到第二气液分离塔200中；将第二气液分离塔200的塔底排出流的一部分进料到脱甲烷塔D1中，将第二气液分离塔200的塔顶排出流通过第二热交换器30，并且将第二气液分离塔200的塔顶排出流进料到第三气液分离塔300中；将第三气液分离塔300的塔底排出流进料到脱甲烷塔D1中；将脱甲烷塔D1的塔底排出流进料到C2分离塔SP中；将C2分离塔SP的塔顶排出流进料到第二压缩机P2中；将第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第一热交换器20，并且将该通过第一热交换器20的第二压缩机P2的压缩排出流的部分进料到第二压缩机P2中作为第一循环流；将第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30，并且将该通过第二热交换器30的第二压缩机P2的压缩排出流的部分进料到第一压缩机P1中作为第二循环流；以及将第一压缩机P1的压缩排出流进料到第二压缩机P2中。
具体地，在热裂化工艺(S1)中，在通过使用丙烷作为原料的气相分解步骤制备乙烯的情况下，由于丙烷比其它原料便宜，因此，与使用石脑油和再循环的C2和C3烃化合物作为原料的情况相比，丙烷可以容易地从外部获得，并且可以有效地降低生产成本并且提高乙烯的收率。
然而，在添加丙烷作为原料的情况下，与通过使用再循环的乙烷作为原料进行热裂化得到的热裂化气体中的甲烷的含量为约10摩尔％的情况相比，在热裂化工艺(S1)中产生的热裂化气体中的甲烷的含量急剧增加至约20摩尔％以上，这是有问题的。这样，当热裂化气体中甲烷的含量增加时，在纯化工艺(S4)中，在所有含有甲烷的物流中包含氢气和烃化合物的混合物的沸点降低。
因此，如图1中所示，在不使用第二热交换器30和第三气液分离塔300的情况下，即，在将包含C1和C2烃化合物的进料流通过第一热交换器20并进料到第二气液分离塔200中，将第二气液分离塔200的塔底排出流进料到脱甲烷塔D1中，将脱甲烷塔D1的塔底排出流进料到C2分离塔SP中，将C2分离塔SP的塔顶排出流进料到第二压缩机P2中，并且将第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第一热交换器20并进料到第二压缩机SP中作为第一循环流的情况下，仅用-70℃至-80℃的范围内的第一热交换器20的制冷剂难以充分冷凝待进料到第一热交换器20中的进料流。因此，由于第二气液分离塔200的塔顶排出流的流速显著增加，因此发生乙烯损失，并且在冷却箱CB上发生过载。结果，难以确保从冷却箱CB到脱乙烷塔D2的循环。
另一方面，根据本发明的乙烯的制备方法，在纯化工艺(S4)中，在使用第二热交换器30和第三气液分离塔300的情况下，可以使用在-95℃至-105℃的范围内的制冷剂。因此，循环至冷却箱CB的甲烷的含量容易调节，这有效地防止纯化工艺中的过载。
根据本发明的一个实施方案，第一热交换器20用于冷却包含C1和C2烃化合物的进料流。作为第一热交换器20的制冷剂，可以使用作为第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的一部分作为第一制冷剂流。
因此，通过第一热交换器20的包含C1和C2烃化合物的进料流可以通过第一热交换器20冷却。作为一个具体的实例，包含C1和C2烃化合物的进料流在通过第一热交换器20之前的温度可以为-65℃至-55℃、-63℃至-57℃或-61℃至-59℃，并且包含C1和C2烃化合物的进料流在通过第一热交换器20之后的温度可以为-76℃至-66℃、-75℃至-68℃或-73℃至-71℃。根据本发明的一个实施方案，在通过第一热交换器20之前和通过之后，在所述进料流的温度范围内顺利地进行进料流的冷凝，从而防止流向冷却箱的流过载。结果，工艺稳定性得到提高。
根据本发明的一个实施方案，通过第一热交换器20并进料到第二气液分离塔200的进料流可以在第二气液分离塔200中进行气液分离，成为第二气液分离塔200的塔底排出流和塔顶排出流。
根据本发明的一个实施方案，第二气液分离塔200的塔底排出流的一部分可以进料到脱甲烷塔D1中，并且第二气液分离塔200的塔底排出流的剩余部分可以循环至脱乙烷塔D2中。第二气液分离塔200的塔底排出流可以包含氢气以及C1和C2烃化合物。待进料到脱甲烷塔D1中的第二气液分离塔200的塔底排出流的部分可以包含氢气以及C1和C2烃化合物，循环至脱乙烷塔D2中的第二气液分离塔200的塔底排出流的剩余部分可以包含氢气以及C1和C2烃化合物。
另外，根据本发明的一个实施方案，第二气液分离塔200的塔顶排出流通过第二热交换器30，并且可以进料到第三气液分离塔300中。根据本发明的一个实施方案，第二气液分离塔200的塔顶排出流可以包含氢气以及C1和C2烃化合物。
根据本发明的一个实施方案，第二热交换器30用于冷却第二气液分离塔200的塔顶排出流。作为第二热交换器30的制冷剂，如后面描述的，作为第二循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的一部分可以用作第二制冷剂流。
因此，第二气液分离塔200的塔顶排出流可以通过第二热交换器30来冷却。作为一个具体的实例，第二气液分离塔200的塔顶排出流在通过第二热交换器30之前的温度可以为-76℃至-66℃、-75℃至-68℃或-73℃至-71℃，并且第二气液分离塔200的塔顶排出流在通过第二热交换器30之后的温度可以为-90℃至-77℃、-87℃至-78℃或-85℃至-80℃。根据本发明的一个实施方案，在第二气液分离塔200的塔顶排出流通过第二热交换器30之前和通过之后的温度在上述范围内的情况下，具有高甲烷含量的流的第二气液分离塔200的塔顶排出流的冷凝顺利地进行，这有效地提高工艺稳定性。此外，由于工艺稳定性提高，可以根据原料类型的变化处理裂化收率的变化，使得可以自由地安装使用气相原料的附加气炉，并且即使在使用石脑油的液相分解步骤由于工艺设备的维护而中断的情况下，也可以单独操作。
根据本发明的一个实施方案，通过第二热交换器30并进料到第三气液分离塔300中的第二气液分离塔200的塔顶排出流可以在第三气液分离塔300中进行气液分离，成为第三气液分离塔300的塔底排出流和塔顶排出流。此处，第三气液分离塔300的塔顶排出流可以循环至冷却箱CB中，并且第三气液分离塔300的塔顶排出流可以包含氢气和C1烃化合物，并且可以包含一部分C2烃化合物。
在这一方面，如上所述，在根据本发明使用第二热交换器30和第三气液分离塔300的情况下，第二气液分离塔200的塔顶排出流可以使用-95℃至-105℃范围内的制冷剂，即，第二制冷剂流来额外冷凝。通过这样做，可以通过防止第三气液分离塔300的塔顶排出流的流速比图1的第二气液分离塔200的塔顶排出流显著增加，来使乙烯损失最小化，并且可以通过防止冷却箱CB上的过载来确保从冷却箱CB至脱乙烷器D2的循环。
另外，根据本发明的一个实施方案，脱甲烷塔D1用于纯化和分离氢气、C1烃化合物和C2烃化合物。具体地，进料到脱甲烷塔D1中的第二气液分离塔200的塔底排出流的部分和第三气液分离塔300的塔底排出流可以在脱甲烷塔D1中纯化并且分离成脱甲烷塔D1的塔顶排出流和塔底排出流。
根据本发明的一个实施方案，脱甲烷塔D1的塔顶排出流可以包含氢气和C1烃化合物，并且脱甲烷塔D1的塔顶排出流可以循环至冷却箱CB中。如上面所描述的，循环至冷却箱CB中的脱甲烷塔D1的塔顶排出流的一部分通过冷却箱CB，并且可以通过尾气排出，或者可以从冷却箱CB循环至脱乙烷塔D2中。
根据本发明的一个实施方案，脱甲烷塔D1的塔底排出流可以进料到C2分离塔SP中。脱甲烷塔D1的塔底排出流可以仅包含C2烃化合物，作为一个具体的实例，脱甲烷塔D1的塔底排出流可以包含乙烷和乙烯。此外，根据本发明的一个实施方案，脱甲烷塔D1的塔底排出流的一部分通过热交换器并且可以进料到C2分离塔SP中，并且脱甲烷塔D1的塔底排出流的剩余部分可以直接进料到C2分离塔SP中。
另外，根据本发明的一个实施方案，C2分离塔SP用于纯化和分离C2烃化合物，具体地，进料到C2分离塔SP中的脱甲烷塔D1的塔底排出流可以在C2分离塔SP中纯化并且分离成C2分离塔SP的塔顶排出流和塔底排出流。
根据本发明的一个实施方案，C2分离塔SP的塔顶排出流可以包含乙烯，并且C2分离塔SP的塔顶排出流可以进料到第二压缩机P2中。
根据本发明的一个实施方案，C2分离塔SP的塔底排出流可以包含乙烷，并且C2分离塔SP的塔底排出流可以作为热裂化工艺(S1)中的原料循环。
根据本发明的一个实施方案，第二压缩机P2用于从C2分离塔SP的塔顶排出流中制备乙烯，并且可以是所谓的乙烯制冷压缩机(ERC)。第二压缩机P2的压缩排出流可以包含第一循环流、第二循环流、第三循环流和第四循环流。
根据本发明的一个实施方案，所述第一循环流可以是第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第一热交换器20并且进料到第二压缩机P2中的流。
另外，根据本发明的一个实施方案，所述第二循环流可以是第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30并且进料到第一压缩机P1中，并且第一压缩机P1的压缩排出流进料到第二压缩机P2中的流。
另外，根据本发明的一个实施方案，所述第三循环流可以是第二压缩机P2的压缩排出流的一部分循环至C2分离塔SP中的流。
另外，根据本发明的一个实施方案，所述第四循环流可以是第二压缩机P2的压缩排出流的一部分得到作为产物的乙烯的流。
根据本发明的一个实施方案，第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第一热交换器20并且可以进料到第二压缩机P2中作为第一循环流。所述第一循环流可以在通过第一热交换器20时用作第一热交换器20的第一制冷剂流。在这一方面，在图2中，尽管分别在第二气液分离塔200的前面和第二压缩机P2的前面示出了第一热交换器20，但是为了便于描述和图示，设置在第二气液分离塔200前面的第一热交换器20和设置在第二压缩机P2前面的第一热交换器20可以彼此相同。
根据本发明的乙烯的制备方法，通过第一热交换器20的包含C1和C2烃化合物的进料流与第一循环流之间的热量可以在第一热交换器20中通过对向流、同向流或交叉流交换。在这种情况下，第一循环流用作第一制冷剂流，并且可以冷却包含C1和C2烃化合物的进料流。
根据本发明的一个实施方案，所述第一循环流在通过第一热交换器20之前的温度可以为-70℃至-80℃、-72℃至-78℃或-74℃至-76℃，并且所述第一循环流在通过第一热交换器20之后的温度可以为-70℃至-80℃、-72℃至-78℃或-74℃至-76℃。根据本发明的一个实施方案，在第一循环流通过第一热交换器20之前和通过之后的温度在上述范围内的情况下，在将进料流适当地进料到第二气液分离塔200中的条件下，作为第一制冷剂流的包含C1和C2烃化合物的进料流被有效地冷凝。
同时，根据本发明的一个实施方案，在通过第一热交换器20之前，需要降低形成第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的部分的温度以在-70℃至-80℃的范围内来用作第一制冷剂流，并且可以通过调节形成第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的部分的压力来降低温度。在这种情况下，形成第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的部分的压力调节可以通过10巴至20巴、13巴至18巴或14巴至15巴的压力降低来进行。
另外，根据本发明的一个实施方案，通过第一热交换器20之后的第一循环流合并入到C2分离塔SP的塔顶排出流中，并且可以进料到第二压缩机P2中。
另外，根据本发明的一个实施方案，第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30并且可以进料到第一压缩机P1中作为第二循环流。所述第二循环流可以在通过第二热交换器30时用作第二热交换器30的第二制冷剂流。在这一方面，在图2中，尽管分别在第三气液分离塔300的前面和第一压缩机P1的前面示出了第二热交换器30，但是为了便于描述和图示，设置在第三气液分离塔300的前面的第二热交换器30和设置在第一压缩机P1的前面的第二热交换器30可以彼此相同。
根据本发明的乙烯的制备方法，通过第二热交换器30的第二气液分离塔200的塔顶排出流与第二循环流之间的热量可以在第二热交换器30中通过对向流、同向流或交叉流交换。在这种情况下，作为第二制冷剂流的第二循环流可以冷却第二气液分离塔200的塔顶排出流。
根据本发明的一个实施方案，所述第二循环流在通过第二热交换器30之前的温度可以为-95℃至-105℃、-97℃至-103℃或-100℃至-102℃，并且所述第二循环流在通过第二热交换器30之后的温度可以为-95℃至-105℃、-97℃至-103℃或-100℃至-102℃。根据本发明的一个实施方案，作为第二制冷剂流，在通过第二热交换器30之前和通过之后的第二循环流在上述温度范围内使得可以充分冷凝在流中具有高甲烷含量的第二气液分离塔200的塔顶排出流，这在优异的工艺稳定性方面有效。此外，在得到第二压缩机P2的压缩排出流中包含的作为产物的乙烯之前，可以利用乙烯的潜热选择性地使用具有相对更低温度的制冷剂，这在提高工艺收率方面有效。
同时，根据本发明的一个实施方案，在通过第二热交换器30之前，需要降低第二循环流的温度以在-95℃至-105℃的范围内来用作第二制冷剂流。可以通过形成第二循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的部分的压力调节来降低温度。具体地，第一循环流和第二循环流是从特定区域开始从第二压缩机P2的压缩排出流中分开的流。作为第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的部分处于第二压缩机P2的压缩排出流的部分的温度降低至-70℃至-80℃的范围的状态，以便用作第一制冷剂流。在这种情况下，第二循环流可以通过简单方法形成，在该方法中再次调节温度范围为-70℃至-80℃的第二压缩机P2的压缩排出流的部分的压力，使得第二压缩机P2的压缩排出流的部分的温度降低至-95℃至-105℃的范围。第二循环流可以用作第二制冷剂流。在这种情况下，温度范围为-70℃至-80℃的第二压缩机P2的压缩排出流的压力调节可以通过15巴至25巴、16巴至20巴或17巴至18巴的压力降低来进行。与之相比，实际上，为了冷凝包含C1和C2烃化合物的进料流，形成和进料-95℃至-105℃的范围内的单独的制冷剂流的情况难以实施。即使通过从再循环的C3烃化合物中分离丙烯来形成在-95℃至-105℃的范围内的制冷剂流，与根据本发明形成第二制冷剂流时所需要的能量相比，消耗的能量为10倍以上。此外，根据本发明的一个实施方案，第一压缩机P1用于压缩在第二热交换器30中用作第二制冷剂流的第二循环流，并将第二循环流进料到第二压缩机P2中。即，第一压缩机P1的压缩排出流可以进料到第二压缩机P2中。
在这一方面，为了使在第二热交换器30中用作第二制冷剂流的第二循环流循环并进料至第二压缩机P2中，需要满足所需要的压力条件。即，由于待用作第二热交换器30的第二制冷剂流的第二循环流预先处于减压状态，以便进行额外的温度降低，因此，为了将第二循环流进料到第二压缩机P2中，需要再次增加第二循环流的压力。因此，第一压缩机P1用于将预先处于减压状态下的在第二热交换器30中用作第二制冷剂流的第二循环流压缩，并将第二循环流进料到第二压缩机P2中。因此，第一压缩机P1的压缩排出流可以进料到第二压缩机P2中。
另外，根据本发明的一个实施方案，第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30并且进料到第一压缩机P1中作为第二循环流。只有在包含C1和C2烃化合物的进料流中的C1的含量为35摩尔％以上的情况下，才可以形成这种流。例如，在进料流中的C1的含量为35摩尔％至45摩尔％、35摩尔％至41摩尔％或35摩尔％至39摩尔％的情况下，第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30，并进料到第一压缩机P1中作为第二循环流。这样，进料流中的C1的含量高的情况可以指进料流中甲烷的含量高。在这种情况下，第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30，并进料到第一压缩机P1中作为第二循环流，从而防止第二气液分离塔200的塔顶排出流的流速显著增加。结果，可以防止冷却箱CB上的过载，可以使乙烯的损失最小化，并且可以顺利进行从冷却箱CB到脱乙烷塔D2的循环。
另一方面，在进料流中的C1的含量小于35摩尔％的情况下，可以不形成将第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30并进料到第一压缩机P1中作为第二循环流的流。例如，在进料流中的C1的含量小于35摩尔％的情况下，由于进料流中甲烷的含量低，因此，即使进料流没有被作为较低温度下的第二制冷剂流的第二循环流冷凝，也不发生由高甲烷含量引起的问题。这样，根据包含C1和C2烃化合物的进料流中的C1的含量，选择性地进行将第二压缩机P2的压缩排出流的一部分通过第二热交换器30并将其进料到第一压缩机P1中作为第二循环流的步骤，从而可以进一步有效地制备乙烯。因此，可以节省工艺能量。
同时，根据本发明的一个实施方案，所述乙烯的制备方法还可以包括在将包含C1和C2烃化合物的进料流通过第一热交换器20并进料到第二气液分离塔200中之前，从由压缩工艺(S3)进料的包含氢气以C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流中纯化和分离C3+烃化合物的工艺。
具体地，所述乙烯的制备方法还可以包括：将包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流进料到脱乙烷塔D2中；将脱乙烷塔D2的塔顶排出流进料到第三压缩机P3中；和将第三压缩机P3的压缩排出流进料到乙炔转化器AC中。乙炔转化器AC的塔底排出流可以是包含C1和C2烃化合物的进料流。
根据本发明的一个实施方案，压缩工艺(S3)中的多级压缩可以通过四级压缩机进行(在图2中，第四个压缩机由P3表示，设置在第四个压缩机前面的第一至第三级压缩机未示出)。具体地，在压缩工艺(S3)中，进行第一至第三级压缩，并且可以将在第三级压缩机中压缩并排出的包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流进料到纯化工艺(S4)的脱乙烷塔D2中。将氢气、C1和C2烃化合物以及C3+烃化合物在脱乙烷塔D2中纯化和分离，将C3+烃化合物排出至脱乙烷塔D2的塔底排出流中，将氢气以及C1和C2烃化合物排出至脱乙烷塔D2的塔顶排出流中，将脱乙烷塔D2的塔顶排出流进料到作为四级压缩机中的第四个压缩机的第三压缩机中，并且可以在纯化工艺(S4)中进行四级压缩。
另外，在纯化工艺(S4)中，包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流在进料到脱乙烷塔D2之前可以通过一个或多个热交换器来冷却，第三压缩机P3的压缩排出流在进料到乙炔转化器AC之前可以通过一个或多个热交换器来冷却，并且作为乙炔转化器AC的塔底排出流的包含C1和C2烃化合物的进料流在进料到第一热交换器20之前，可以通过一个或多个热交换器来冷却，可以通过一个或多个干燥器来干燥，并且可以通过一个或多个气液分离塔来分离成流的一部分。
根据本发明的一个实施方案，所述一个或多个气液分离塔可以是第一气液分离塔100，进料到第一气液分离塔100的乙炔转化器AC的塔底排出流可以在第一气液分离塔100中进行气液分离，成为第一气液分离塔100的塔底排出流和塔顶排出流。
根据本发明的一个实施方案，在设置第一气液分离塔100的情况下，第一气液分离塔100的塔顶排出流可以是包含C1和C2烃化合物的进料流。
根据本发明的一个实施方案，在设置第一气液分离塔100的情况下，可以将第一气液分离塔100的塔底排出流再循环至脱乙烷塔D2中。
另外，根据本发明的一个实施方案，可以将脱乙烷塔D2的塔底排出流进料到脱丙烷塔(未示出)中，然后，可以在脱丙烷塔(未示出)中进行纯化和压缩C3+烃化合物的工艺。
另外，本发明提供一种用于实施所述乙烯的制备方法的乙烯的制备装置(图2)。所述乙烯的制备装置包括：第一热交换器20，通过使用作为第一循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的一部分作为第一制冷剂流来冷却进料流；第二气液分离塔200，对从第一热交换器20排出的冷却后的进料流进行气液分离；第二热交换器30，通过使用作为第二循环流的第二压缩机P2的压缩排出流的一部分作为第二制冷剂流来冷却第二气液分离塔200的塔顶排出流；第三气液分离塔300，对从第二热交换器30排出的第二气液分离塔200的冷却后的塔顶排出流进行气液分离；脱甲烷塔D1，从第二气液分离塔200的塔底排出流和第三气液分离塔300的塔底排出流中分离甲烷；C2分离塔SP，从脱甲烷塔D1的塔底排出流中分离C2；第一压缩机P1，压缩在第二热交换器30中用作制冷剂的第二循环流；和第二压缩机P2，压缩C2分离塔SP的塔顶排出流、第一循环流和第一压缩机P1的压缩排出流。
另外，根据本发明的一个实施方案，所述乙烯的制备装置还可以包括：脱乙烷塔D2，从包含氢气以及C1、C2和C3+烃化合物的热裂化压缩流中分离C3+烃化合物；第三压缩机P3，压缩脱乙烷塔D2的塔顶排出流；和乙炔转化器AC，将来自第三压缩机的压缩排出流的乙炔转化为乙烯。
另外，根据本发明的一个实施方案，第二气液分离塔200可以对包含氢气以及C1和C2烃化合物的塔底排出流和包含氢气以及C1和C2烃化合物的塔顶排出流进行气液分离。
另外，根据本发明的一个实施方案，第三气液分离塔300可以对包含氢气以及C1和C2烃化合物的塔底排出流和包含氢气和C1烃化合物的塔顶排出流进行气液分离。
根据本发明的乙烯的制备装置的各个设备可以是用于实施根据上面描述的乙烯的制备方法的工艺的设备。
上文中，已经在附图中描述并图示了根据本发明的乙烯的制备方法。然而，附图的描述和图示仅是用于理解本发明的必要要素，并且除了在附图中描述和图示的工艺和设备之外，可以适当地应用未单独描述和图示的工艺和设备，并且用于实施所述乙烯的制备方法。
下文中，将通过实施例更详细地描述本发明。然而，提供下面实施例用于说明本发明。对于本领域技术人员显而易见的是，在不脱离本发明的范围和精神的情况下可以进行各种修改和改变，并且本发明的范围不限于此。
实验例
实施例1
使用Aspen Technology,Inc.生产的ASPEN Plus模拟器模拟在图2中示出的工艺流程图的工艺。
作为热裂化工艺(S1)的原料，使用流速为32,740kg/hr的再循环的C2烃化合物、流速为16,180kg/hr的再循环的C3烃化合物和流速为75,561kg/hr的从外部供应的丙烷(全部原料中的C3的含量：74.7重量％)。热裂化压缩流的组成示于表1中，纯化工艺(S4)中各个流的温度和压力示于表2中，第三气液分离塔300的塔顶排出流的组成和流速示于表3中。
[表1]
[表2]
[表3]
实施例2
使用Aspen Technology,Inc.生产的ASPEN Plus模拟器模拟在图2中示出的工艺流程图的工艺。
作为热裂化工艺(S1)的原料，使用流速为7,920kg/hr的再循环的C2烃化合物、流速为18,275kg/hr的再循环的C3烃化合物和流速为103,810kg/hr的从外部供应的丙烷(全部原料中的C3的含量：93.9重量％)。热裂化压缩流的组成示于表4中，纯化工艺(S4)中各个流的温度和压力示于表5中，第三气液分离塔300的塔顶排出流的组成和流速示于表6中。
[表4]
[表5]
[表6]
比较例
除了使用图1中示出的工艺流程图代替图2中示出的工艺流程图之外，在与实施例1中相同的条件下模拟工艺。热裂化压缩流的组成与表1中所示的相同。
纯化工艺(S4)中的各个流的温度和压力示于表7中，第二气液分离塔200的塔顶排出流的组成和流速示于表8中。
[表7]
[表8]
如表1和表7中所示，可以确认，在热裂化工艺(S1)中，在作为原料的丙烷的流速增加的情况下，热劣化压缩流中的甲烷的含量增加。如表3和表8中所示，可以确认，在纯化工艺(S4)中，在以相同的流速进料相同类型原料的情况下，与仅使用第二气液分离塔200的比较例相比，在使用-95℃至-105℃的范围内的制冷剂通过第二热交换器30进行额外冷却之后使用第三气液分离塔300的实施例1中，可以降低循环至冷却箱CB中的各个气液分离塔100和气液分离塔200的塔顶排出流中包含的乙烯的含量，从而防止乙烯的损失和冷却箱CB上的过载，并且确保从冷却箱CB到脱乙烷塔D2的循环。
另外，如表1至表4中所示，可以确认，在热裂化工艺(S1)中，在原料中从外部进料的甲烷的含量和比例进一步增加的情况下，热裂化压缩流中的甲烷的含量进一步增加。如表5和表6中所示，可以确认，通过在使用-95℃至-105℃的范围内的制冷剂通过第二热交换器30进行额外冷却之后使用第三气液分离塔300，使得即使用作原料的丙烷的含量和比例增加，纯化工艺(S4)也可以正常进行。
同时，表7中所示的各个流的温度和压力对应于用于进行根据图1中所示的工艺流程图的工艺模拟的温度和压力。然而，在表7的通过第一热交换器20之后的包含C1和C2烃化合物的进料流的情况下，由于实际工艺在最低温度为-75℃的系统中进行，因此，该工艺不能在-80.9℃下进行。因此，由于在通过第一热交换器20之后待进料到第二气液分离塔200的包含C1和C2烃化合物的进料流没有被充分冷凝，因此，第二气液分离塔200的塔底排出流和塔顶排出流的纯化也不在上述温度和压力下进行。
因此，在将图1中示出的工艺流程图应用于实际工艺而不是设定工艺操作条件的模拟的情况下，存在的问题是，第一热交换器20中的冷凝不充分，并且未冷凝的流体与第二气液分离塔200的塔顶排出流一起排出并引入到冷却箱CB中。此外，由于引入到冷却箱CB中的流体，冷却箱CB缺乏用于进行冷却循环的能量。因此，发生作为产物的乙烯通过尾气排出的严重损失。此外，通过冷却箱CB中的焦耳-汤姆逊循环(Joule-Thomson recycle)，重新引入到第三压缩机P3中的流体的量增加，因此，功的量增加，引起在整个冷却箱CB上发生过载。
本发明的发明人从上述结果发现，在根据本发明制备乙烯的情况下，可以根据原料类型的变化处理裂化收率的变化，使得可以自由地安装使用气相原料的附加气炉，并且即使在使用石脑油的液相分解步骤由于工艺设备的维护而中断的情况下也可以单独操作。
