甲烷回收部8。此外，所回收的氢、甲烷均在后述的裂解重整 工艺21中被使用。
[0049] 以脱甲烷塔6分离出来的高沸点的成分被供给到脱乙烷塔9。然后，被该脱乙烷塔 9分离为乙烯和乙烷以及比它们沸点高的成分。以脱乙烷塔9分离出来的乙烯和乙烷被乙 烯精馏塔10分离为乙烯和乙烷，并被分别回收。根据这样的构成，在乙烯精馏塔10的下游 一侧形成乙烷回收部11和乙烯回收部12。此外，所回收的乙烯成为由乙烯制造装置制造的 主制品。另外，所回收的乙烷也可以与石脑油馏分、煤油-轻油馏分等原料一起被供给到裂 解炉1，进行再循环。
[0050] 以脱乙烷塔9分离出来的高沸点的成分被供给到脱丙烷塔13。然后，被该脱丙烷 塔13分离为丙烯和丙烷以及比它们沸点高的成分。被脱丙烷塔13分离出来的丙烯和丙烷 通过丙烯精馏塔14而将丙烯精馏分离并回收。根据这样的构成，在丙烯精馏塔14的下游 一侧形成丙烷回收部15和丙烯回收部16。所回收的丙烯也与乙烯一起成为由乙烯制造装 置制造的主制品。
[0051] 被脱丙烷塔13分离出来的高沸点的成分被供给到脱戊烷塔17。然后，被该脱戊 烷塔17分离为碳原子数为5以下的成分和比它们沸点高的成分即碳原子数为6以上的成 分。被脱戊烷塔17分离出来的碳原子数为5以下的成分被脱丁烷塔18分离为主要由碳原 子数为4的成分构成的C4馏分和主要由碳原子数为5的成分构成的馏分，并被分别回收。 此外，被脱丁烷塔18分离出来的碳原子数为4的成分也可以进一步被供给到提取蒸馏装置 等，并分别被分离回收为丁二烯、丁烷、异丁烷、丁烯。根据这样的构成，在脱丁烷塔18的下 游一侧形成丁烯回收部（未图示）。
[0052]被脱戊烷塔17分离出来高沸点的成分即碳原子数为6以上的成分主要包含碳原 子数为6~8的单环芳香族烃，因此将会作为裂解汽油被回收。根据这样的构成，在脱戊烷 塔17的下游一侧形成裂解汽油回收部19。
[0053]另外，由裂解汽油回收部19所回收的裂解汽油被供给到将该裂解汽油分别分离 回收为苯、甲苯、二甲苯的BTX精制装置20。这里还可以分别分离回收成各个物质，从化学 品生产的观点考虑，优选进行设置。
[0054]此时，裂解汽油所含的碳原子数为9以上的成分被BTX精制装置20从BTX馏分中 分离并回收。也可以在BTX精制装置20中设置用于分离的装置。该碳原子数为9以上的 成分与被热裂解重质油分离工序3分离出来的热裂解重质油同样地，可以作为后述的烯烃 以及BTX制造用的原料油来使用。而且，在这样被分离回收后的碳原子数为9以上的成分 中，上述DCPD类的含量大多情况下比刚被热裂解重质油分离工序3分离出来之后含有的更 多。据推测这是因为，例如DCPD是由环戊二烯（CPD;以下将具有取代基的环戊二烯总称为 (PD类）的二聚体化而生成的。DCPD类在(PD类被冷却时进行二聚体化，因此可以认为在 回收包含cro类的C5馏分后的重质成分中被含有得更多。
[0055] 接着，参照图1及图2,对本发明的乙烯制造装置的一个实施方式和使用了该乙烯 制造装置的烃的制造方法即本发明的烯烃和单环芳香族烃的制造方法进行说明。
[0056]本发明的乙烯制造装置如图1所示是将被热裂解重质油分离工序3分离、回收的 热裂解重质油（HAR油）即比BTX馏分重质的主要为碳原子数为9以上的烃作为原料油，在 裂解重整工艺21中进行烯烃以及BTX馏分的生成的装置。另外，从裂解汽油回收部19中 回收了 BTX馏分后剩余的重质油也可以作为原料来使用。
[0057]此外，在热裂解重质油分离工序3的后段，将热裂解重质油分离为多种馏分时的 一部分馏分或由这些分离出来的馏分制造其他化学品或燃料时的残油等（以下称为"热裂 解重质油来源油"）也为从裂解炉1得到的残渣油（塔底油）的一部分，因此其包含于本发 明的热裂解重质油即由乙烯制造装置所得到的热裂解重质油中。作为由这些分离出来的馏 分制造化学品或燃料的例子，可以列举出由碳原子数为9到10左右的轻质热裂解重质油制 造石油树脂的例子等。另外，将从裂解汽油回收部19中回收了 BTX馏分后的重质油馏分分 离为多种馏分时的一部分馏分或由这些分离后的馏分制造其他化学品或燃料时的残油等 也同样包含于热裂解重质油中。
[0058]本实施方式为了实施上述的裂解重整工艺21，具有图2所示的装置构成。图2所 示的装置构成用于进行碳原子数为2~4的烯烃和碳原子数为6~8的单环芳香族烃（BTX 馏分）的生成，其将以上述的乙烯制造装置所得到的热裂解重质油作为原料油，生成上述 烯烃、BTX馏分。
[0059](热裂解重质油的性状）
[0060]本发明中的热裂解重质油的性状没有特别规定，优选具有以下的性状。
[0061]由蒸馏试验得到的性状根据裂解温度、裂解原料而会大幅地变动，但优选使用10 容量％馏出温度（T10)为145°C~230°C的那些。90容量％馏出温度（T90)以及终点根据 所使用的馏分会更大幅地变化而并没有限制，但只要是由热裂解重质油分离工序3直接得 到的馏分，例如90容量％馏出温度（T90)为400°C~600°C、终点（EP)为450°C~800°C的 范围的那些就可以优选使用。
[0062] 另外，优选15°C时的密度为1. 03g/cm3~1. 08g/cm3,50°C时的动态粘度为20mm2/ s~45mm2/s，硫含量（硫成分）为100质量ppm~700质量ppm，氮含量（氮成分）为20 质量ppm以下，芳香族成分为80容量％以上。
[0063] 这里，蒸馏试验是指按照JIS K 2254中规定的"石油制品-蒸馏试验方法"测定得 到的；15°C时的密度是指按照JIS K 2249中规定的"原油和石油制品-密度试验方法以及 密度/质量/容量换算表（摘录）"的"振动式密度试验方法"测定得到的；50°C时的动态 粘度是指按照JIS K 2283 "原油和石油制品-动态粘度试验方法以及粘度指数算出方法" 得到的值；硫含量是指按照JIS K 2541-1992中规定的"原油和石油制品-硫成分试验方 法"的"放射线式激发法"测定得到的硫含量；氮含量是指根据JIS K 2609 "原油和石油制 品-氮成分试验方法"测定得到的氮含量；芳香族成分是指由石油学会法JPI-5S-49-97"石 油制品-烃类型试验方法-高速液相色谱"测定得到的全芳香族成分的含量。
[0064] 此外，本发明并不是将上述热裂解重质油直接作为原料油，而是以图2所示的前 馏塔30将热裂解重质油在预先规定的切割温度（90容量％馏出温度为390°C)下进行蒸馏 分离，分离为轻质馏分（轻质热裂解重质油）和重质馏分（重质热裂解重质油）。而且，将 以下所示的轻质馏分作为原料油。重质馏分另外储存，例如作为燃料来使用。
[0065](原料油）
[0066] 本发明的原料油为由上述乙烯制造装置得到的热裂解重质油，并且蒸馏性状的90 容量％馏出温度为390°C以下。即，被前馏塔30蒸馏处理、蒸馏性状的90容量％馏出温度 被调整到390°C以下的轻质热裂解重质油作为原料油使用。通过这样将90容量％馏出温 度设定为390°C以下，原料油主要为碳原子数为9~12的芳香族烃，在后述的通过与烯烃、 单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应而进行的裂解重整反应工序中，能够提高烯烃以及 BTX馏分的收率。另外，为了进一步提高烯烃以及BTX馏分的收率，优选10容量％馏出温度 (T10)为140°C~220°C、90容量％馏出温度（T90)为220°C~380°C，更优选T10为160°C~ 200°C、T90为240°C~350°C。此外，在被供给到裂解重整工艺21时原料油蒸馏性状的90 容量％馏出温度（T90)为390°C以下的情况下，并不一定要以前馏塔30进行蒸馏处理。 [0067] 这里，蒸馏性状是按照JIS K 2254中规定的"石油制品-蒸馏试验方法"测定得 到的。
[0068]此外，本发明的原料油只要包含由乙烯制造装置得到的热裂解重质油，则也可以 包含其他基材。
[0069]另外，作为本发明的原料油，除了由前馏塔30蒸馏处理得到的轻质热裂解重质油 以外，还可以使用如上所述被裂解汽油回收部19所分离回收的碳原子数为9以上的成分。 [0070] 此外，蒸馏性状的90容量％馏出温度（T90)被调整到390°C以下的馏分并不一定 要以前馏塔30进行蒸馏处理。因此，如后所述，也可以与图2所示的热裂解重质油分分开 地，在前馏塔30的后段一侧直接供给到作为构成裂解重整工艺21的装置的加氢反应装置 31或者裂解重整反应装置33。
[0071](二环戊二烯除去处理工序）
[0072] 另外，在上述的轻质热裂解重质油、热裂解重质油来源油、裂解汽油回收部19所 回收并进一步被BTX精制装置20分离除来的碳原子数为9以上的烃中，如上所述包含DCPD 类。该DCPD类作为裂解重整工艺21中的加氢反应工序、裂解重整反应工序中所使用的各催 化剂的催化剂毒物起作用。因此，为了提高各工序中的反应效率，需要从原料油中除去DCPD 类。
[0073] 因此，本实施方式如图1所示，在将来自上述热裂解重质油分离工序3的热裂解重 质油供给裂解重整工艺21时，即，如图2所示，在以上述前馏塔30分离为轻质热裂解重质 油和重质热裂解重质油之前，从热裂解重质油分离除去DCPD类。即，作为除去DCPD类的方 法之一，在前馏塔30的上游一侧，配置加热热裂解重质油的加热炉26 (二环戊二烯除去装 置），从热裂解重质油中分离除去DCPD类。例如，二环戊二烯为环戊二烯的二聚体，通过加 热容易地裂解为两个环戊二烯。该环戊二烯的沸点低，因此通过将热裂解重质油以加热炉 26加热到规定温度例如150~450°C，二环戊二烯裂解为低沸点的环戊二烯，汽化而从加热 炉26排出。即，从热裂解重质油中分离除去。
[0074]此外，本实施方式在前馏塔30的上游一侧配置加热炉26,进行从热裂解重质油中 除去DCPD类的除去处理工序，但也可以在前馏塔30与加氢反应装置31之间配置加热炉 26,对于从前馏塔30导出的轻质热裂解重质油，进行DCPD类的除去处理工序。进而，作为 前馏塔30,也可以使用从塔顶抽出cro类（DCPD类的裂解物）、从中段抽出轻质热裂解重质 油、作为塔底馏分抽出重质热裂解重质油的构成的蒸馏塔。
[0075] 这样，前馏塔30中的轻质热裂解重质油与重质热裂解重质油的分离处理工序和 以加热炉26 (或蒸馏塔）进行的DCPD类的除去处理工序的顺序可以更换，还也可以同时进 行。在任何一种情况下，所得到的原料油的性状相同，即，为作为上述热裂解重质油且蒸馏 性状的90容量％馏出温度为390°C以下的那些并且除去DCPD类而得到的原料油的性状相 同。
[0076] 从热裂解重质油中除去DCPD类的具体方法不限于上述使用了加热炉的方法，只 要能够使DCPD类减少到规定的量就行，可以使用任何方法。作为其他例子，可以例示在后 述的加氢反应工序之前设置将轻质热裂解重质油中所含的Dcro类具有的烯烃部位选择性 地加氢处理的DCPD类除去用加氢反应装置的方法。
[0077] DCPD类作为催化剂毒物起作用的主要原因据推测是因为，DCPD类裂解而产生CPD 类，所产生的cro类通过与烯烃化合物反复聚合从而重质