专利名称：用于在热解炉中裂化重质烃原料的方法和抽力控制系统的制作方法
技术领域：
本发明涉及控制在裂化烃原料，特别是重质烃原料的热解炉中的抽力(draft)的方法和系统。
背景技术：
也被称为热解的蒸汽裂化长期以来用于裂化各种烃原料成烯烃，优选轻烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂化采用具有两个主要部分对流部分和辐射部分的热解炉。烃原料典型地以液体形式进入炉子的对流部分(除轻或低分子量原料以外，其以蒸气形式进入)，在对流部分中烃原料典型地通过与来自辐射部分的热烟道气间接接触和与蒸汽直接接触而被加热和汽化。然后汽化的原料和蒸汽混合物被引入辐射部分，在此发生裂化。产生的包括烯烃的产物离开热解炉，以进行进一步的下游加工，包括骤冷。
常规的蒸汽裂化系统对于裂化高质量原料如瓦斯油和石脑油是有效的。然而，蒸汽裂化的经济性有时有利于裂化低成本的重质原料，例如作为非限制性例子的原油和也被称为常压管式蒸馏釜釜底产物的常压残油。原油和常压残油含有沸点超过约590℃(1100)的高分子量非挥发性组分。这些原料的非挥发性重尾馏分作为焦炭在常规热解炉的对流部分中沉积。在较轻的组分已经完全汽化的点下游的对流部分中，仅可以容忍非常低水平的非挥发性组分。另外，在运输期间，一些石脑油被原油或残油污染。常规的热解炉不具有加工残油、原油或许多残油或原油污染的瓦斯油或含有大比例的重质非挥发性烃的石脑油的灵活性。
本发明人已认识到，在使用闪蒸以分离重质的非挥发性烃与可以在热解炉中裂化的较轻的挥发性烃中，重要的是最大化非挥发性烃的脱除效率。否则，重质的形成焦炭的非挥发性烃可以被夹带在蒸气相中，并且从顶部携带入炉子，产生结焦问题。
另外，在运输期间，一些石脑油被含有非挥发性组分的重质原油污染。常规的热解炉不具有加工残油、原油或许多残油或原油污染的瓦斯油或由非挥发性组分污染的石脑油的灵活性。
为解决结焦问题，通过引用结合在此的U.S.专利3,617,493公开了用于原油进料的外部汽化罐的应用，和公开了使用第一闪蒸以以蒸气形式脱除石脑油和使用第二闪蒸以脱除沸点为230-590℃(450-1100)的蒸气。所述蒸气在热解炉中裂化成烯烃，并且来自两个闪蒸罐的分离的液体被除去，用蒸汽汽提，和用作燃料。
通过引用结合在此的U.S.专利3,718,709公开了最小化焦炭沉积的方法。它描述了在热解炉内部或外部用过热蒸汽预热重质原料以汽化约50％的重质原料，和除去残余的、分离的液体。使主要含有轻质挥发性烃的汽化的烃经历裂化。
通过引用结合在此的U.S.专利5,190,634公开了通过在对流部分中在小的临界数量氢气存在下预热原料，抑制炉子中焦炭形成的方法。氢气在对流部分中的存在抑制了烃的聚合反应，因此抑制了焦炭形成。
通过引用结合在此的U.S.专利5,580,443公开了一种方法，其中将原料首先预热和然后从在热解炉的对流部分中的预热器中取出。然后将此预热的原料与预定数量的蒸汽(稀释蒸汽)混合，和然后引入气液分离器，以便以液体形式从分离器分离和脱除要求比例的非挥发物。将来自气液分离器的分离的蒸气返回到热解炉，用于加热和裂化。
2002年7月3日提交的共同未决的U.S.申请序列号10/188,461，2004年1月8日出版的专利申请出版物US 2004/0004022 A1(它通过引用结合在此)描述了一种有利地控制的方法，以优化重质烃原料中所含的挥发性烃的裂化并降低和避免结焦问题。它提供了一种方法，通过保持进入闪蒸的物流的相对恒定的温度来保持离开闪蒸的蒸气与液体的相对恒定的比例。更具体地，通过自动调节在闪蒸之前与重质烃原料混合的流体物流的数量，来保持闪蒸物流的恒定温度。所述流体可以是水。
2005年2月28日提交的U.S.专利申请序列号11/068,615(它通过引用结合在此)描述了裂化重质烃原料的方法，该方法混合重质烃原料与流体如烃或水以形成混合物物流，该混合物物流被闪蒸以形成汽相和液相，随后汽相被裂化以提供烯烃，和产物流出物在输送管线换热器中冷却，其中根据选择的工艺操作参数，如在闪蒸混合物物流之前混合物物流的温度，改变与原料混合的流体的量。
2002年7月3日提交的共同未决的U.S.申请序列号10/189,618，2004年1月8日出版的专利申请出版物US 2004/0004028 A1(它通过引用结合在此)描述了一种在蒸汽裂化系统中增加闪蒸罐中非挥发物脱除效率的有利地受控的方法，其中通过使来自对流部分的气流首先经过扩管和然后经过多个弯头，强制所述气流改变方向，使所述气流在进入闪蒸罐之前从雾流转化成环形流，以增加脱除效率。这从所述雾沫中聚结细液滴。
当使用汽/液分离设备如闪蒸罐以分离作为汽相的较轻的挥发性烃与作为液相的重质非挥发性烃时，重要的是仔细控制离开闪蒸罐的蒸气与液体的比例。否则，烃原料的有价值的较轻级分可能被损失在液态烃底部产物中，或者重质的形成焦炭的组分可能被汽化并作为顶部产物被带入炉子，引起焦炭问题。
由于涉及许多变量，已发现离开闪蒸罐的蒸气与液体的比例的控制较困难。蒸气与液体的比例是闪蒸罐中烃分压的函数，也是进入闪蒸罐的物流的温度的函数。当炉子负荷变化时，进入闪蒸罐的物流的温度变化。当炉子处于全负荷时温度较高，当炉子处于部分负荷时温度较低。进入闪蒸罐的物流的温度还根据加热原料的炉子中烟道气的温度改变。烟道气的温度又根据炉子中已发生的结焦程度改变。当炉子是清洁的或非常轻微地结焦时，烟道气温度比当炉子严重结焦时低。烟道气温度也是在炉子的燃烧器上实施的燃烧控制的函数。当采用烟道气中低水平的过量氧条件操作炉子时，在对流部分中区到上区中的烟道气温度将低于当采用烟道气中更高水平的过量氧条件操作炉子时的烟道气温度。由于所有这些变量，难以控制离开闪蒸罐的蒸气与液体的恒定比例。
本发明提供了一种有利地受控的方法，以优化重质烃原料中包含的挥发性烃的裂化并降低和避免结焦问题。本发明提供了一种方法，以通过保持进入闪蒸的物流的相对恒定的温度，保持离开闪蒸的蒸气与液体的相对恒定的比例。更具体地，通过周期性地调节热解炉中的抽力来控制闪蒸物流的恒定的温度，其中控制烟道气氧的抽力是炉子中烟道气压力和炉子外部压力的差值的量度。
发明概述本发明提供了裂化含有非挥发性烃的重质烃原料的方法和控制系统，包括加热重质烃原料，混合被加热的重质烃原料与稀释蒸汽流以形成具有汽相和液相的混合物物流，在分离容器中分离汽相与液相，和在炉子中裂化汽相。
所述炉子具有抽力，该抽力被连续测量和周期性调节，以控制进入分离容器的物流的温度并因此控制在分离容器中分离的蒸气与液体的比例。在一个优选的实施方案中，用于调节抽力的措施包括改变至少一个炉子风扇的速度，可能与调节一个或多个炉子风扇节气门或一个或多个炉子燃烧器节气门的位置相结合。
所述方法进一步包括在将汽相与液相分离之后测量汽相的温度；比较汽相温度测量值与预定的汽相温度；和根据所述比较的结果调节所述炉子中的抽力。
在一个实施方案中，通过改变主稀释蒸汽流的流量或温度中至少之一，可以进一步控制所述热的混合物物流的温度。在另一个实施方案中，还可以在分离汽相与液相之前将所述被加热的重质烃原料与一种流体混合，并且所述流体可以是液体烃和水中的至少一种。通过改变与被加热的烃原料混合的流体的流量，可以进一步控制所述热的混合物物流的温度。也可以通过改变主稀释蒸汽流的流量和与所述被加热的重质烃原料混合的所述流体的流量两者，进一步控制所述热的混合物物流的温度。
在另一个实施方案中，将辅助稀释蒸汽流在炉子中过热，和然后在分离汽相与液相之前将至少一部分所述辅助稀释蒸汽流与所述热的混合物物流混合。采用此实施方案，可以通过改变所述辅助稀释蒸汽流的流量和温度进一步控制所述热的混合物物流的温度。在分离所述汽相与所述液相之后，一部分所述过热的辅助稀释蒸汽流可以与所述汽相混合。
主稀释蒸汽流的使用对于非常高挥发性的原料(如超轻质原油和污染的冷凝物)是任选的。可以在对流部分中加热这样的原料，形成蒸气和液体相，其作为被加热的烃物流直接被输送到分离容器而不与稀释蒸汽混合。在该实施方案中，所述被加热的烃原料的汽相和液相将在分离容器中被分离，并且汽相将在炉子的辐射部分中被裂化。炉子抽力将与稀释蒸汽结合，并被连续测量和周期性调节，以控制被加热的烃物流和与液相分离的汽相中至少之一的温度。
附图简要说明
图1图示了本发明一个实施方案的方法和控制系统的示意性流程图，其中采用至少一个炉子风扇。
图2图示了本发明一个实施方案的方法和控制系统的示意性流程图，其中采用至少一个炉子风扇，至少一个炉子节气门，以及主稀释蒸汽流和与被加热的烃原料混合的流体。
发明详述本发明涉及用于裂化烃原料，特别是重质烃原料的热解炉的方法和“抽力”控制系统。本发明提供了一种方法，以通过保持进入汽/液分离容器的物流的相对恒定的温度，保持离开闪蒸或汽/液分离容器的蒸气与液体的相对恒定的比例。更具体地，通过周期性调节热解炉中的抽力，可以调节和保持热混合物物流、蒸气流或闪蒸物流的温度，其中所述抽力是炉子中烟道气的压力与炉子外部压力的差值的量度。所述抽力用于控制炉子中的烟道气氧和因此控制进入汽/液分离容器的物流的温度。
进料到炉子的重质烃原料可以包含大比例，如约2-约50％，的非挥发性组分。作为非限制性的例子，这样的原料可以包括一种或多种如下物质蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、炼焦器石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化产物、重整油、萃余液重整油、费托液体、费托气体、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、常压管式蒸馏釜釜底物料、包括底部产物在内的减压管式蒸馏釜物流、宽沸腾范围的石脑油到瓦斯油冷凝物、来自炼油厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、重瓦斯油、由原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4馏分/残油混合物、石脑油/残油混合物、烃气体/残油混合物、氢/残油混合物、瓦斯油/残油混合物和原油。
在这里使用时，非挥发性组分或残油(resids)是通过ASTMD-6352-98或D-2887测量的标称沸点大于约590℃(1100)的烃进料的馏分。本发明采用标称沸点大于760℃(1400)的非挥发物工作非常好。烃进料的沸点分布通过气相色谱蒸馏(GCD)由ASTM D-6352-98或D-2887测量，对于沸点大于700℃(1292)的材料通过外推法延伸。非挥发物包括焦炭前体，它们是大的分子，其在蒸气中冷凝和然后在本发明方法中遇到的操作条件下形成焦炭。
烃原料的标称终沸点可以为至少约315℃(600)，通常大于约510℃(950)，典型地大于约590℃(1100)，例如大于约760c(1400)。经济上优选的原料通常是低硫蜡状残油、常压残油、由原油污染的石脑油、各种残油混合物和原油。
所述方法和抽力控制系统的一个实施方案可以参考图1描述，图1图示了具有对流部分2和辐射部分3的炉子1。辐射部分3具有辐射部分燃烧器4，所述燃烧器4在炉子1中提供热的烟道气。所述方法包括首先在炉子1的对流部分2中加热重质烃原料物流5。将所述重质烃原料在炉子1的上对流部分50中加热。重质烃原料的加热可以采用本领域技术人员已知的任何形式。优选所述加热包括在炉子1的对流部分2中的原料与来自炉子1的辐射部分3的热烟道气的间接接触。作为非限制性的例子，这可以通过使重质烃原料通过位于热解炉1的上对流部分50内的换热管管束6完成。被加热的重质烃原料52的温度为约300-约650(150℃-约345℃)。
所述被加热的重质烃原料然后与主稀释蒸汽流8混合，以形成混合物物流10。所述主稀释蒸汽流8优选被在炉子1的对流部分2中过热，并优选处于使得它可以用于使所述被加热的重质烃原料部分汽化的温度。主稀释蒸汽流8的使用对于非常高挥发性的原料5(如超轻质原油和污染的冷凝物)是任选的。可以在管束6中加热这样的原料，形成蒸气和液体相，其被作为被加热的烃物流12直接输送到分离容器16而不与稀释蒸汽流8混合。
将混合物物流10再在炉子1中加热。作为非限制性的例子，此加热可以通过使混合物物流10通过位于炉子1的对流部分2中的换热管管束24并因此由来自炉子1的辐射部分3的热烟道气加热来完成。这样被加热的混合物作为含有汽相和液相的热混合物物流12离开对流部分2，所述汽相和液相最终在分离容器16中被分离，所述分离容器在图1中被图示为分离鼓或闪蒸罐。
任选地，辅助稀释蒸汽流14在炉子1的对流部分2中被加热，然后与热混合物物流12混合。辅助稀释蒸汽流14任选地分成与热混合物物流12混合(在分离容器16中分离蒸气和液体之前)的闪蒸蒸汽流20和旁路蒸汽流18(它绕过分离容器16)，并且代之地，辅助稀释蒸汽流14与来自分离容器16的汽相流22在所述汽相被在炉子1的辐射部分3中裂化之前混合。此实施方案可采用所有辅助稀释蒸汽14被用作闪蒸蒸汽流20而无旁路蒸汽流18的方式操作。或者，此实施方案可以采用辅助稀释蒸汽流14被直接引导作旁路蒸汽流18而无闪蒸蒸汽流20的方式操作。
在根据本发明的一个优选实施方案中，闪蒸蒸汽流20与旁路蒸汽流18的比例应当优选是1∶20-20∶1，最优选1∶2-2∶1。在分离容器16中分离蒸气和液体之前，闪蒸蒸汽流20与热混合物物流12混合以形成闪蒸物流26。优选地，在分裂和与热混合物物流12混合之前，辅助稀释蒸汽流14被在炉子1的对流部分2的过热器管束56中过热。在闪蒸物流26进入分离容器16之前，向热混合物物流12中加入闪蒸蒸汽流20保证了热混合物物流12的最佳比例或接近所有的挥发性组分的汽化。
然后热混合物物流12(或先前所述的闪蒸物流26)被引入分离容器16，以分离成两个相主要包括挥发性烃的汽相和主要包括非挥发性烃的液相。在一个实施方案中，所述汽相流22优选作为顶部蒸气流22从闪蒸罐脱除。所述汽相优选被送回炉子1的下对流部分48，以任选进行加热并通过跨接管28输送到炉子1的辐射部分3进行裂化。将分离的液相作为底部物流30从分离容器16脱除。
如先前讨论的那样，优选在分离容器16中保持蒸气与液体的预定的恒定比例。但这样的比例难以测量和控制。作为一个可选择的方案，热混合物物流12在进入分离容器16之前的温度B可以被用作测量、控制和保持分离容器16中恒定的汽液比的间接参数。理想地，当热混合物物流12温度较高时，更多的挥发性烃将被汽化和可作为汽相用于裂化。然而，当热混合物物流12温度太高时，更多的重质烃将在汽相中存在，并被携带到对流部分2的炉管，最终在管上结焦。如果热混合物物流12温度太低，因此在分离容器16中蒸气与液体的比例低，则更多的挥发性烃将保留在液相中并因此将不能被用于裂化。
优化热混合物物流12的温度，以最大化重质烃原料中挥发物的回收/汽化，同时炉管中的过度结焦或在从分离容器16输送混合物到炉子1的管线和容器中的结焦。可以监测穿过输送混合物到下对流部分48的管线和容器及跨接管线28的压降，和穿过下对流部分48的温度升高，以检测结焦的开始。例如，如果跨接压力和下对流部分48的工艺入口压力由于结焦开始快速增加，应当降低分离容器16和热混合物物流12中的温度。如果在下对流部分48中出现结焦，到过热器区段56的烟道气的温度增加，要求更多的脱过热器水80以控制管线18和20中的温度。
典型地，热混合物物流12的温度被设定和控制在600-1040(310-560℃)，优选700-920(370-490℃)，更优选750-900(400-480℃)，和最优选810-890(430-475℃)。这些数值将随以上讨论的原料的挥发性而变化。
如先前所述的，所述炉子抽力通过压差仪器连续测量并周期性调节，以控制热混合物物流12、蒸气流22和闪蒸物流26中至少之一的温度(分别是B，D和C)。图1图示了控制系统98，它包括温度传感器，所述传感器周期性地调节混合物物流12的温度，与炉子抽力测量相关。在此实施方案中，控制系统98包括至少一个温度传感器和任何已知的控制设备，如计算机应用。炉子1的抽力是炉子1中烟道气的压力差。由于安全原因，抽力测量是特别重要的。如果抽力太低或不存在，它可以导致特别危险的操作，其中热的辐射烟道气从辐射部分3流到环境。为了保证烟道气仅在烟囱64的顶部离开炉子1，在抽力最小的位置测量所述抽力。典型地，在点A1，A2或A3测得的最小抽力位置可以是在辐射部分3和下对流部分48中第一排管之间的任何位置。最小抽力的位置根据炉子1的操作而移动。为了保证炉子1的安全操作，抽力设定点高于获得炉子1的最优热效率所要求的值。这保证在炉子1的操作中的扰乱期间，炉子1将安全运行。
根据上述原料的挥发性确定为实现分离容器16中最佳的汽/液分离而控制热混合物物流12、蒸气流22和闪蒸物流26中至少之一的温度的本发明方法和抽力控制系统。在采用重质烃原料的典型操作中，所述抽力被设定在约0.15-0.25″wc(35-65Pa)。水柱(wc)是非常小压差的方便量度。
炉子1一旦运行，则测量热混合物物流12的温度B(或者测量闪蒸物流26的温度C或蒸气流22的温度D)，并且如果那个温度低于所需温度，则抽力的设定点将被增加。设定点抽力的增加将通过调节抽力的措施引起炉子中过量烟道气氧的增加，这将导致炉子1的温度增加。这最终导致热混合物物流12的温度B增加(和因此闪蒸物流26的温度C以及蒸气流22的温度D增加)。
如图1所示，炉子风扇60的速度响应抽力的变化而改变。例如，炉子风扇60的速度的增加将引起抽力的增加，这将增加烟道气氧并因此增加对流部分2中的温度。其它措施包括燃烧器的节气门(未示意)，炉子烟囱节气门(参见在图2中图示的节气门65)，或以上措施的任何组合。炉子风扇60的速度是用于调节抽力和因此调节炉子1中过量氧的精细调节措施。如果必须显著增加烟道气过量氧，则可以增加炉子风扇60的速度到它的最大速度，这可能导致太大的抽力，但可能仍然不能得到足够的烟道气氧。在此情况下，可以开启(这典型地手动进行)在燃烧器4或在风扇60的节气门(参见图2中的节气门65)，因此增加烟道气中的过量氧并可能降低炉子1中的抽力和要求的风扇速度。
抽力测量作为控制系统的一部分的使用是周期性调节和控制热混合物物流12的温度B(和闪蒸物流26的温度C)和因此间接地调节和控制在分离容器16中分离的蒸气与液体的比例的非常快速、“实时”的方式。炉子风扇60速度的变化几乎立即导致抽力测量值的变化，因为辐射部分3的压力对炉子风扇60速度的变化快速响应。抽力差压仪器非常快速地响应。另一方面，测量过量氧是一个问题，因为用于测量过量氧的仪器对炉子风扇60速度的变化更缓慢地响应，因为它需要相对长的时间以使更高氧的烟道气达到氧测量仪器。因此，可立即测量的抽力响应允许控制系统对炉子风扇60速度的变化快速反应，这不仅仅缓和炉子操作的振动，而且允许周期性调节热混合物物流12中的温度D(和闪蒸物流26中的温度C)和因此调节在分离容器16中发生的汽/液分离的快速方式。
除保持进入分离容器16的热混合物物流12的恒定温度B(和分别地闪蒸物流26和蒸气流22的温度C和D)外，也希望保持分离容器16的恒定的烃分压，以保持蒸气与液体分离的恒定比例。例如，所述恒定的烃分压可以通过如下手段保持通过使用在汽相管线22上的控制阀54保持恒定的分离容器16的压力，和控制在闪蒸物流26中的蒸汽与烃原料的比例。典型地，在本发明中，闪蒸物流26的烃分压设定和控制在4-25psia(25-175kPa)，优选5-15psia(35-100kPa)，最优选6-11psia(40-75kPa)。
汽相与液相的分离在至少一个分离容器16中进行。优选地，汽/液分离是采用或不采用回流的单段工艺。分离容器16通常在40-200psia(275-1400kPa)压力下操作，并且它的温度通常与进入分离容器16之前闪蒸物流26的温度相同或略低。典型地，对于常压渣油，分离容器16的压力为约40-200psia(275-1400kPa)，和温度为约600-950(310-510℃)。优选地，分离容器16的压力为约85-155psia(600-1100kPa)，和温度为约700-920(370-490℃)。更优选地，分离容器16的压力为约105-145psia(700-1000kPa)，和温度为约750-900(400-480℃)。最优选地，分离容器16的压力为约105-125psia(700-760kPa)，和温度为约810-890(430-480℃)。取决于闪蒸物流26的温度，通常40-98％，优选60-90％，更优选65-85％，最优选70-85％的进入闪蒸罐16的混合物被汽化到闪蒸罐的上部分。
在一个方面，所述闪蒸物流26被操作以使在分离容器16底部的液相温度最小化，因为太多的热量可以引起液相中的非挥发物结焦。任选的辅助稀释蒸汽流14在进入分离容器16的闪蒸物流26中的使用降低了汽化温度，因为它降低了烃的分压(即，更大摩尔分数的蒸气是蒸汽)，并因此降低了要求的液相温度。或者，不使用辅助稀释蒸汽流14，通过在主稀释蒸汽流8中加入更多的蒸汽可以实现相同的结果。
循环一部分外部冷却的闪蒸罐底部液体32回到分离容器16以帮助冷却在分离容器16底部新分离的液相也可能是有益的。通过泵36将液体流30从分离容器16底部输送到冷却器34。冷却的物流40被分成循环物流32和排出物流42。循环物流32的温度理想地为500-600(260-320℃)。循环物流32的量应当为分离容器16内新分离的底部液体量的约80-250％。
在另一方面，还操作分离容器16以使在分离容器16中的液体保留/保持时间最小化。优选地，将所述液相从所述容器通过在分离容器16底部上的小直径“靴形物”或圆筒体44排出。典型地，在分离容器16中的液相保留时间小于75秒，优选小于60秒，更优选小于30秒，最优选小于15秒。在分离容器16中的液相保留/保持时间越短，在分离容器16底部中越少发生结焦。
在所述汽/液分离中，所述汽相通常含有小于100ppm，优选小于80ppm，最优选小于50ppm的非挥发物。所述汽相非常富含挥发性烃(例如55-70％)和蒸汽(例如30-45％)。所述汽相的终沸点正常小于1400(760℃)，优选小于1250(675℃)。通过顶部管将所述汽相从分离容器16连续脱除，所述顶部管将所述蒸气输送到任选的离心分离器46，该离心分离器脱除痕量的夹带或冷凝的液体。所述蒸气然后流入一个岐管，该岐管将所述物流分布到炉子1的下对流部分48中。从分离容器16脱除的汽相流22任选在被引入下对流部分48中之前与旁路蒸汽18混合。通过来自炉子1的辐射部分3的烟道气，将从分离容器16连续脱除的汽相流22优选在炉子1的下对流部分48中过热到例如约800-1300(430-700℃)的温度。所述蒸气然后被引入炉子1的辐射部分3中以被裂化。
旁路蒸汽流18是来自辅助稀释蒸汽14的分裂蒸汽流。如先前所述，优选在分裂和与从分离容器16脱除的汽相流混合之前在炉子1中加热辅助稀释蒸汽14。在一些应用中，在旁路蒸汽流18从辅助稀释蒸汽14分裂之后但在与所述汽相混合之前，可以再次过热该旁路蒸汽流18。在旁路蒸汽18与所述汽相流22混合之后的过热保证在炉子1的此区段中的混合物的除重组分外的全部组分在进入辐射部分3之前被汽化。在下对流部分48中提高汽相的温度到800-1300(430-700℃)也有助于辐射部分3中的操作，因为可以降低辐射管金属温度。这导致在辐射部分中较少的结焦可能性。然后在炉子1的辐射部分3中裂化所述过热的蒸气。
在本发明的另一个实施方案中，如图2所示，所述被加热的重质烃原料流52还与流体70混合。在炉子1的启动期间或在原料的变化期间，可能必须使用流体70物流和主稀释蒸汽流8以及结合图1描述的抽力控制系统，以控制进入分离容器16的热混合物物流12(任选地与闪蒸蒸汽流20混合)的温度B，以实现分离容器16中蒸气与液体的恒定比例，和避免显著的温度和闪蒸汽液比变化。
这可能是必须的，因为例如在启动时，非常挥发性的进料要求比稳态操作期间显著更低的分离容器16的温度，因为热混合物物流12的蒸汽与烃比例高于稳态操作期间的蒸汽与烃比例。在最小的烟道气氧下，流体70可能是实现低的分离容器16温度必须的。而且在启动之后，在原料变化期间，更轻的进料稀释更重的进料，在没有流体70的情况下导致太高比例的烃在分离容器16中被汽化。流体70的加入降低了热混合物物流12的温度和在分离容器16中被汽化的烃的比例。
流体70可以是液体烃、水、蒸汽或其混合物。优选的流体是水。流体70的温度可以小于、等于或大于被加热的原料流52的温度。被加热的重质烃原料流52和流体物流70的混合可以在炉子1的内部或外部进行，但优选它在炉子1的外部进行。所述混合可以使用本领域内已知的任何混合设备完成。然而，优选使用双喷洒器组合体74的第一喷洒器72进行所述混合。第一喷洒器72优选包括由外部导管78围绕的内部穿孔导管76，以在内部和外部导管之间形成环形流空间80。优选地，所述被加热的重质烃原料流52在所述环形流空间80中流动，并且所述流体70流动通过内部导管76并通过内部导管76的开口82，优选小圆孔注入所述被加热的重质烃原料中。提供第一喷洒器72以避免或降低在将流体70引入到所述被加热的重质烃原料中时由流体70的突然汽化引起的汽锤现象。
除与所述被加热的重质原料52混合的流体70以外，主稀释蒸汽流8也与所述被加热的重质烃原料52混合。主稀释蒸汽流8可以优选被注入到第二喷洒器84。优选将主稀释蒸汽流8注入重质烃流体混合物52中，然后得到的物流混合物86进入对流部分2，以便通过辐射部分3的烟道气进行另外的加热。更优选地，主稀释蒸汽流8直接被注入第二喷洒器84，使得主稀释蒸汽流8通过喷洒器84，并且被通过小的圆形流动分布孔88注入烃原料流体混合物中。
然后将流体70、原料和主稀释蒸汽流(以及闪蒸物流20)的混合物引入分离容器16，以便如先前所述分离成两个相主要包括挥发性烃的汽相和主要包括非挥发性烃的液相。所述汽相优选被作为顶部蒸气流22从分离容器16脱除。所述汽相优选被送回到炉子1的下对流部分48以进行任选的加热，并通过跨接管28被输送到炉子1的辐射部分3以进行裂化。所述分离的液相被作为底物流30从分离容器16脱除。
如先前讨论的那样，热混合物物流12的温度B的选择也由原材料的组成确定。当原料含有更高数量的较轻的烃时，热混合物物流12的温度可以设定得较低。结果，在第一喷洒器72中使用的流体的量增加，和/或在第二喷洒器84中使用的主稀释蒸汽的量降低，因为这些量直接影响热混合物物流12的温度。当原料含有更高数量的非挥发性烃时，混合物物流12的温度应当设定得更高。结果，在第一喷洒器72中使用的流体的量降低而在第二喷洒器84中使用的主稀释蒸汽流8的量增加。
在此实施方案中，当在分离容器16之前的混合物物流12的温度被设定时，控制系统90自动控制在两个喷洒器上的流体阀92和主稀释蒸汽阀94。当控制系统90检测到热混合物物流12的温度下降时，它将使流体阀92减少流体向第一喷洒器72中的注入。如果热混合物物流12的温度开始上升，流体阀92将被开启得更大以增加流体70向第一喷洒器72中的注入。如下面进一步描述的，图2还图示了炉子抽力与喷洒器流体(优选水)70和主稀释蒸汽流8使用控制系统90的组合控制，所述控制系统除与喷洒器有信息传输以外还可以与抽力(压差)测量设备有信息传输。
在此实施方案中，控制系统90包括至少一个温度传感器和任何已知的控制设备，如计算机应用。优选地，温度传感器是热电偶。控制系统90与流体阀92和主稀释蒸汽阀94通讯，使得进入两个喷洒器的流体70和主稀释蒸汽流8的量被控制。在本发明的一个优选实施方案中，控制系统90可以被用于控制注入两个喷洒器的流体数量和主稀释蒸汽流数量两者。在其中流体是水的优选情况下，控制器改变水和主稀释蒸汽的量，以保持恒定的混合物物流12的温度，同时保持混合物11中水与原料的恒定比例。
当主稀释蒸汽流8被注入第二喷洒器84中时，温度控制系统90也可以被用于控制主稀释蒸汽阀94，以调节注入第二喷洒器84的主稀释蒸汽流的量。这进一步降低了分离容器16中温度变化的急剧改变。当控制系统90检测到热混合物物流12的温度的下降时，它将命令主稀释蒸汽阀94增加主稀释蒸汽流向第二喷洒器84中的注入，同时更多关闭阀门92。如果所述温度开始上升，主稀释蒸汽阀94将自动关闭更多以减少注入到第二喷洒器84中的主稀释蒸汽流8，同时阀门92开启更大。
为进一步避免闪蒸温度的急剧变化，本发明还优选在炉子1中的辅助稀释蒸汽流14的过热段56中采用中间脱过热器80。这允许过热器出口温度被控制在恒定数值，独立于炉子负荷变化、结焦程度变化和过量氧水平变化。正常地，此脱过热器80确保辅助稀释蒸汽流14的温度为800-1100(430-590°)，优选850-1000(450-540°)，更优选850-950(450-510℃)，最优选875-925(470-500℃)。
脱过热器80优选是控制阀和水雾化器喷嘴。在部分预热之后，辅助稀释蒸汽流14离开对流部分，并且细水雾87被加入，它快速汽化和降低温度。然后在对流部分中进一步加热所述蒸汽。加入所述过热器的水的量控制与热混合物物流12混合的闪蒸蒸汽流20的温度。
尽管优选根据在闪蒸罐16之前混合物物流12的预定温度调节在两个喷洒器72和84注入所述重质烃原料的所述流体和所述主稀释蒸汽流的量，相同的控制机理可以被应用于其它位置的其它参数。例如，闪蒸压力和温度以及闪蒸蒸汽26的流量可以被改变，以影响闪蒸中蒸气与液体比例的变化。
炉子抽力、节气门位置、喷洒器流体(优选水)、辅助稀释旁路流量、辅助稀释蒸汽脱过热器水和分离器压力(较小程度)的组合控制可以影响最佳的分离器温度和轻质但热的进料如被预热的轻质原油的气/液分割比。在一个实施方案中，达到目标分离器气/液比的步骤可以如下首先，可以将抽力和风扇节气门65和/或烟道气节气门的位置控制到约2％的最小烟道气氧。其次，喷洒器流体70即水可以被最大化而没有主蒸汽流8流动。第三，可以最大化到辅助稀释蒸汽14脱过热器80的水，以最大化吸收的热量。第四，所有过热的辅助稀释蒸汽流14可以绕过分离容器16。第五，可以升高分离容器16压力。
炉子1也可以裂化不含有非挥发物的烃原料，如HAGO，清洁的冷凝物或石脑油。因为没有非挥发物作为焦炭在管束24中沉积，这些进料在管线12的上游被完全汽化。因此，分离容器16不具有汽/液分离功能，并且仅仅是管线中的宽点。典型地，在HAGO、冷凝物和石脑油操作期间，分离容器16在425-480℃(800-900)下操作。
不需要进一步的细节，相信本领域技术人员使用先前的描述就可以完全利用本发明。尽管已经参考特定的实施方案描述和举例说明了本发明，本领域技术人员将明白，本发明自身导致不必在此说明的变化。为此原因，那么，应当仅参考所附权利要求书来确定本发明的真正范围。
权利要求
1.在具有对流部分和辐射部分的炉子中裂化重质烃原料的方法，所述辐射部分具有在所述炉子中提供热烟道气的辐射部分燃烧器，所述方法包括(a)加热所述重质烃原料以形成被加热的重质烃原料；(b)混合所述被加热的重质烃原料与主稀释蒸汽流以形成混合物物流；(c)在所述炉子的所述对流部分中加热所述混合物物流，以形成热的混合物物流，所述热的混合物物流具有汽相和液相；(d)分离所述汽相与所述液相；和(e)在所述炉子的所述辐射部分中裂化所述汽相，以生产含有烯烃的流出物；其中所述炉子还具有抽力和用于调节所述抽力的措施，并且所述抽力被连续测量和周期性地调节，以控制所述热的混合物物流和所述汽相中至少之一的温度。
2.权利要求28的方法，其中所述重质烃原料被在所述炉子的所述对流部分中预热。
3.权利要求1或2的方法，其中所述炉子具有至少一个炉子风扇以控制所述炉子中所述热烟道气的流动，并且所述用于调节所述炉子中所述抽力的措施包括改变所述至少一个炉子风扇的速度。
4.权利要求1，2或3的方法，其中所述炉子具有至少一个炉子节气门以控制所述炉子中所述热烟道气的流动，并且所述用于调节所述炉子中所述抽力的措施进一步包括改变所述至少一个炉子节气门的位置。
5.任何前述权利要求的方法，还包括在将所述汽相与所述液相分离之前测量所述热混合物物流的温度；比较所述热混合物物流温度测量值与预定的热混合物物流温度；和根据所述比较结果调节所述炉子中的所述抽力。
6.任何前述权利要求的方法，还包括在将所述汽相与所述液相分离之后测量所述汽相的温度；比较所述汽相温度测量值与预定的汽相温度；和根据所述比较结果调节所述炉子中的所述抽力。
7.任何前述权利要求的方法，其中通过改变所述主稀释蒸汽流的流量或温度中至少之一，进一步控制所述热混合物物流的温度。
8.任何前述权利要求的方法，还包括在将所述汽相与所述液相分离之前，将所述被加热的重质烃原料与一种流体混合。
9.权利要求8的方法，其中与所述被加热的重质烃原料混合的所述流体包括液体烃和水中至少一种。
10.权利要求8或9的方法，其中通过改变与所述被加热的烃原料混合的所述流体的流量，进一步控制所述热混合物物流的温度。
11.任何前述权利要求的方法，其中辅助稀释蒸汽流被在所述炉子中过热，并且然后在将所述汽相与所述液相分离之前，至少一部分所述辅助稀释蒸汽流被与所述热混合物物流混合。
12.任何前述权利要求的方法，其中通过改变所述辅助稀释蒸汽流的流量和温度，进一步控制所述热混合物物流的温度。
13.任何前述权利要求的方法，其中辅助稀释蒸汽流被在所述炉子中过热，并且然后在将所述汽相与所述液相分离之后，至少一部分所述辅助稀释蒸汽流被与所述汽相混合。
14.任何前述权利要求的方法，其中所述热混合物物流的所述汽相和所述液相被在至少一个分离容器中分离。
15.权利要求14的方法，其中所述至少一个分离容器是分离鼓。
16.任何前述权利要求的方法，其中所述重质烃原料包括至少一种如下物质蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、炼焦器石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化产物、重整油、萃余液重整油、费托液体、费托气体、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜釜底物料、包括底部产物在内的减压管式蒸馏釜物流、宽沸腾范围的石脑油到瓦斯油冷凝物、来自炼油厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、重瓦斯油、由原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、烃气体/残油混合物、氢/残油混合物、C4馏分/残油混合物、石脑油/残油混合物和瓦斯油/残油混合物。
17.任何前述权利要求的方法，其中在与所述主稀释蒸汽流混合之前，所述被加热的重质烃原料的温度是300-650(150℃-340℃)。
18.任何前述权利要求的方法，其中所述重质烃原料具有至少600(315℃)的标称终沸点。
19.任何前述权利要求的方法，其中在将所述汽相与所述液相分离之前，所述热混合物物流的温度是600-1040(315℃-560℃)。
20.任何前述权利要求的方法，其中所述热混合物物流的所述汽相和所述液相在约40psia-约200psia的压力下分离。
21.任何前述权利要求的方法，其中40％-98％的所述热混合物物流在在所述至少一个分离容器中与所述液相分离之后的所述汽相中。
22.任何前述权利要求的方法，还包括在所述流出物离开所述炉子的所述辐射部分之后使用输送线换热器骤冷所述流出物的附加步骤(f)。
23.在具有对流部分和辐射部分的炉子中裂化重质烃原料的方法，所述辐射部分具有在所述炉子中提供热烟道气的辐射部分燃烧器，所述方法包括(a)在所述炉子的所述对流部分中加热所述重质烃原料以形成被加热的烃物流；所述被加热的烃物流具有汽相和液相；(b)分离所述汽相与所述液相；和(c)与稀释蒸汽混合并在所述炉子的所述辐射部分中裂化所述汽相，以生产含有烯烃的流出物；其中所述炉子还具有抽力和用于调节所述抽力的措施，并且所述抽力被连续测量和周期性地调节，以控制所述被加热的烃物流和所述汽相中至少之一的温度。
24.权利要求23的方法，其中所述炉子具有至少一个炉子风扇以控制所述炉子中所述热烟道气的流动，并且所述用于调节所述炉子中所述抽力的措施包括改变所述至少一个炉子风扇的速度。
25.权利要求23或24的方法，其中所述炉子具有至少一个炉子节气门以控制所述炉子中所述热烟道气的流动，并且所述用于调节所述炉子中所述抽力的措施还包括改变所述至少一个炉子节气门的位置。
26.权利要求23，24或25的方法，还包括在将所述汽相与所述液相分离之前测量所述被加热的烃物流的温度；比较所述被加热的烃物流温度测量值与预定的被加热的烃物流温度；和根据所述比较结果调节所述炉子中的所述抽力。
27.权利要求23-26中任一项的方法，还包括在将所述汽相与所述液相分离之后测量所述被加热的烃物流的所述汽相的温度；比较所述汽相温度测量值与预定的汽相温度；和根据所述比较结果调节所述炉子中的所述抽力。
28.权利要求23-28中任一项的方法，其中所述热混合物物流的所述汽相和所述液相被在至少一个分离容器中分离。
29.权利要求28的方法，其中所述至少一个分离容器是分离鼓。
全文摘要
裂化含有非挥发性烃的重质烃原料的方法和控制系统，包括加热重质烃原料，混合被加热的重质烃原料与稀释蒸汽流以形成具有汽相和液相的混合物物流，在分离容器中分离汽相与液相，和在炉子中裂化汽相，其中所述炉子的抽力被连续测量和周期性调节，以控制进入汽/液分离器的物流的温度和因此控制在分离容器中分离的蒸气与液体的比例；和其中在一个优选的实施方案中，调节抽力的措施包括改变至少一个炉子风扇的速度，可能与调节炉子风扇节气门或炉子燃烧器节气门的位置相结合。
文档编号C10G9/20GK1957065SQ200580016313
公开日2007年5月2日 申请日期2005年5月19日 优先权日2004年5月21日
发明者R·C·斯特, S·安娜玛拉莱, J·M·弗莱伊 申请人:埃克森美孚化学专利公司