烃热解排出物的加工方法

专利名称：烃热解排出物的加工方法
烃热解排出物的加工方法相关申请的交叉引用[OOOl]本申请特意地在此作为参考引入以下申请的全部公开内 容引入代理人案巻号2005B060,标题为"烃热解排出物的冷却方法"； 代理人案巻号2005B062，标题为"烃热解排出物的加工方法"；代理 人案巻号2005B063，标题为"烃热解排出物的加工方法，，；代理人案 巻号2005B064,标题为"烃热解排出物的加工方法"；和代理人案巻 号2005B065，标题为"烃热解排出物的加工方法"；它们都在此引入 作为参考并与本申请同时提交。发明领域
本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物的加工方法。 发明背景
由各种烃原料制备轻质烯烂(乙烯、丙烯和丁烯)使用热 解或蒸汽裂化技术。热解包括将原料充分地加热到引起较大分子的热
在蒸汽裂化过程中，从离开裂化炉的工艺排出物料流中最 大程度地回收有用的热是合乎需要的。这种热的有效回收是蒸汽裂化 器能量效率的主要因素之一。
然而，蒸汽裂解过程还产生倾向于结合形成高分子量材料 (被称为焦油)的分子。焦油是高沸点粘性反应性物质，它在一定条 件下可使换热设备结垢，导致换热器失效。结垢倾向可以具有三个温 度状态特征。
在烃露点(第一滴液体冷凝的温度)之上，结垢倾向相对 较低。气相结垢通常不严重，并且不存在可能引起结垢的液体。合适设计的换热器(通常是输送管线换热器)因此能够在这一状态下在最 小结垢的情况下回收热。
在烃露点和蒸汽裂化焦油完全冷凝的温度之间，结垢倾向 是高的。在这种状态下，料流中最重质的组分冷凝。这些组分被认为 是发粘和/或粘性的，这引起它们附着于表面上。另外， 一旦这种材料 附着于表面上，它就会经历使其硬化和使其更难以除去的热降解。
在等于或低于蒸汽裂化焦油完全冷凝的温度下，结垢倾向 是相对较低的。在这种状态下，冷凝物质是足够流动性的，以在工艺 条件下容易地流动，并且结垢通常不是严重的问题。
用来冷却热解装置排出物和除去所得焦油的一种技术采用 换热器接着采用水骤冷塔，在该水骤冷塔中除去可冷凝物。当裂化轻 质气体(主要是乙烷、丙烷和丁烷)时，已经证明这一技术是有效的， 因为加工轻质原料的裂化器(统称为气体裂化器)产生较少量的焦油。 结果，换热器可以有效地回收大多数有价值的热而不会结垢并且较少 量的焦油可以由水骤冷分离，即使有一些困难。
然而，这一技术对于与裂化石脑油和更重质原料的蒸汽裂 化器(统称为液体裂化器)一起使用是不令人满意的，因为液体裂化 器产生比气体裂化器多得多的焦油。换热器可以用来从液体裂化中除 去一些热，但是仅降至焦油开始冷凝的温度。在这一温度之下，不能 使用常规换热器，因为它们将由换热器表面上的焦油的聚集和热降解 而迅速地结垢。此外，当对来自这些原料的热解排出物进行骤冷时， 所产生的 一些重油和焦油具有与水大致相同的密度并且可以形成稳定 的油/水乳液。此外，通过液体裂化产生的较大量的重油和焦油将导致 水骤冷操作失效，这使得难以从冷凝水中产生蒸汽和难以按环境上可 接受的方式处理过量的骤冷水以及重油和焦油。
因此，在大多数工业液体裂化器中，来自裂化炉的排出物 的冷却通常使用输送管线换热器系统、初级分馏器和水骤冷塔或间接 冷凝器来实现。对于典型的石脑油原料，输送管线换热器将工艺料流 冷却到大约700下(370°C)，从而有效地产生可以用于工艺其它地方的超高压蒸汽。初级分馏器通常用来将焦油冷凝和使焦油与更轻质液体馏分(称为热解汽油)分离，并用来回收大约700T ( 370。C )和大 约200T (90'C )之间的热。水骤冷塔或间接冷凝器进一步将离开该初 级分馏器的气体料流冷却到大约104下(40°C )以使存在的大部分稀释 蒸汽冷凝和使热解汽油与气态烯属产物分离，然后将它送到压缩机。
然而，初级分馏器是非常复杂的一件设备，它通常包括油 骤冷部分、初级分馏器塔和一个或多个外部油泵唧循环回路。在骤冷 部分，添加骤冷油以将排出物料流冷却到大约400-554下(200-290"C )， 从而冷凝存在于该料流中的焦油。在初级分馏器塔中，冷凝的焦油与 该料流的剩余部分分离，在一个或多个泵唧循环区中通过循环油除去 热并在一个或多个蒸馏区中将热解汽油馏分与更重质物质分离。在一 个或多个外部泵唧循环回路中，使用间接换热器将从初级分馏器排出 的油冷却然后返回到该初级分馏器或直接骤冷点。
具有与其相关的泵唧循环的初级分馏器是整个裂化系统 中最为昂贵的构件。初级分馏器塔本身是工艺中最大的单件设备，通 常对于中型液体裂化器来说，其直径为大约二十五英尺，高度超过一 百英尺。该塔是较大的，因为它实际上在大量低压气体存在下分馏两 种少量组分，即焦油和热解汽油。泵唧循环回路同样是较大的，在中 型裂化器的情况下，每小时处理超过3百万磅/小时的循环油。泵唧循 环线路中的换热器必须较大，原因在于高流量、以有用水平回收热所 必须的紧温差(temperature approach)，以及结垢的容限。
此外，初级分馏器具有许多其它的限制和问题。具体来说， 热传递发生两次，即从气体到塔内部的泵唧循环液体然后从该泵唧循 环液体到外部冷却设施。这实际上需要对两个热交换系统的投资，并 对除热要求两个温差(或差量)，从而降低热效率。
此外，尽管焦油和汽油料流之间发生分馏，这两种料流通 常必须进一步加工。有时，需要对焦油进行汽提以除去轻质组分，而 汽油可能需要进行再分馏以达到它的终点规格。
此外，初级分馏器塔和其泵唧循环回路易于结垢。焦炭在该塔的底部部分聚集并且必须在设备检修过程中最终除去。泵唧循环 回路也受结垢影响，从而需要从过滤器中除去焦炭并且定期清理结垢 的换热器。塔中的塔板和填料有时受结垢影响，这可能限制设备生产。 系统还含有显著存量的可燃液体烃，这从固有安全性观点出发是不合 乎需要的。
本发明设法提供用于处理热解装置排出物，尤其是来自石 脑油的蒸汽裂化排出物的简化方法，该方法使有用的热能的回收最大 化而不会使冷却设备结垢并且该方法排除了对初级分馏器塔及其辅助 设备的需要。
美国专利4， 279， 733和4， 279， 734提出了使用骤冷器、间接 换热器和分馏器冷却排出物的裂化方法，所述排出物由蒸汽裂化产生。
美国专利4， 150， 716和4, 233， 137提出了包括预冷区、热回 收区和分离区的热回收设备；其中在预冷区中，让由蒸汽裂化产生的 排出物与喷射的骤冷油接触。
Lohr等人的 "Steam-cracker Economy Keyed to Quenching" ， Oil & Gas Journal,第76巻(第20期)，第63-68页 (1978 )提出了二阶段骤冷，其包括用输送管线换热器间接骤冷以产 生高压蒸汽以及用骤冷油直接骤冷以产生中压蒸汽。
美国专利5， 092， 981和5， 324， 486提出了用于由蒸汽裂化炉 产生的排出物的二阶段骤冷方法，其包括用来迅速冷却炉子排出物 和产生高温蒸汽的主输送管线换热器以及用来将炉子排出物冷却到尽 可能低到与有效的初级分馏器或骤冷塔性能一致的温度并产生中到低 压蒸汽的副输送管线换热器。
美国专利5， 107， 921提出了具有不同管直径的多个管程的输送管线换热器。美国专利4， 457， 364提出了紧密连接的输送管线换热突扭罢 為衣旦。
美国专利3， 923，921提出了石脑油蒸汽裂化方法，其包括让 排出物穿过输送管线换热器以冷却该排出物之后穿过骤冷塔。
WO 93/12200提出了如下将来自烃热解装置的气态排出物骤冷的方法，让该排出物穿过输送管线换热器，然后用液态水将该排出物骤冷使得当该排出物进入主分离容器时，将该排出物冷却到220下-266 T ( 105°C-130°C )的温度，使得重油和焦油冷凝。在该主分离容器中 将该冷凝的油和焦油与气态排出物分离并且让剩余的气态排出物流到 骤冷塔中，在那里将该排出物的温度降低到该排出物化学稳定的水平。
EP 205205提出了通过使用具有两个或更多个独立的热交 换部分的输送管线换热器冷却流体如裂化反应产物的方法。
美国专利5， 294， 347提出在乙烯生产装置中，水骤冷柱冷却 离开初级分馏器的气体；并且在许多装置中，不使用初级分馏器以及 进给到水骤冷柱的原料直接地来自输送管线换热器。
JP 2001-40366提出了用水平换热器然后用垂直换热器冷 却在高温范围中的混合气体，所述垂直换热器的热交换平面按垂直方 向设置。之后通过在下游精炼步骤的蒸馏分离该垂直换热器中冷凝的 重质组分。
WO 00/56841; GB 1， 390， 382; GB 1， 309， 309和美国专利 4，444， 697; 4, 446, 003 ; 4,121,908; 4，150，716; 4,233,137; 3， 923， 921; 3， 907， 661和3， 959， 420提出了用于热裂化气态料流骤冷 的各种设备，其中让热气态料流通过其中注入了液体冷却剂(骤冷油) 的骤冷管道或骤冷管。发明概述
在一个方面中，本发明涉及用于来自烃热解工艺装置的气 态排出物的处理方法，该方法包括(a )让该气态排出物穿过至少一个主换热器，从而冷却该气态排 出物和产生高压蒸汽；(b)让来自步骤(a)的气态排出物穿过至少一个具有换热表面 的副换热器，该换热表面维持在使得该气态排出物的一部分冷凝以在 所述表面上形成液体涂层的温度下，从而进一步将该气态排出物的剩 余部分冷却到使由热解工艺形成的焦油冷凝的温度；和(C)将该冷凝的焦油和气态排出物分离。
在一个优选的实施方案中，将所述换热表面维持在小于大 约599T ( 315°C )的温度下，比方说维持在大约300-500T ( M9。C-260 。C )的温度下。
在另一个方面中，本发明涉及用于来自烃热解工艺装置的 气态排出物的处理方法，该方法包括(a )让该气态排出物穿过至少一个主换热器，从而冷却该气态排 出物和产生高压蒸汽；(b) 让来自步骤(a)的所述气态排出物穿过至少一个具有换热 表面的副换热器，该换热表面维持在使得该气态排出物的一部分冷凝 以在所述表面上形成液体涂层的温度下，从而进一步将该气态排出物 的剩余部分冷却到使在所述气态排出物中的由热解工艺形成的焦油的 至少一部分冷凝的温度；(c) 让来自步骤(b)的排出物穿过至少一个分离鼓，在那里， 冷凝的焦油和气态排出物分离；并且然后(d) 将来自步骤(c)的气态排出物的温度降低到小于212下(100 。C);该方法在没有初级分馏器的情况下进行。
在又一个方面中，本发明涉及烃裂化设备，其包括(a) 用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解 排出物可以经由该出口离开该反应器；(b) 在该反应器出口下游并与其连接的至少一个主换热器，该主 换热器用于冷却该气态排出物；(c) 在该至少一个主换热器下游并与其连接的至少一个副换热 器，该副换热器用于进一步冷却所述气态排出物，所述至少一个副换 热器具有换热表面，该换热表面在使用中维持在使得该气态排出物的 一部分冷凝以在所述表面上形成液体涂层的温度下，从而将该气态排 出物的剩余部分冷却到使所述气态排出物中的由热解工艺形成的焦油 的至少一部分冷凝的温度；和(d) 将该冷凝的焦油和气态排出物分离的装置。附图简述
图l是根据本发明一个实施例的处理来自石脑油原料的裂 化的气态排出物的方法的示意性流程图。
图2是用于

图1所示方法的湿润输送管线换热器的一个管子 的剖视图。
图3是用于图1所示方法的壳管式湿润输送管线换热器的入 口过渡件的剖视图。
图4是用于图1所示方法的套管式湿润输送管线换热器的入 口过渡件的剖视图。实施方案的详细描述
本发明提供了来自烃热解反应器的气态排出物料流的低成本处理方法，从而从该料流中除去和回收热和将该排出物中的Cs+烃与所需的C广C4烯烃分离，而不需要初级分馏器且同时使冷却设备的由焦 油引起的结垢最小化。
通常，用于本发明方法中的排出物通过将在大约104下-大 约356下(40°C-大约180。C )的温度范围中沸腾的烃原料，如石脑油热 解来制备。在热解反应器出口处的气态排出物的温度通常为大约1400 下-大约1706T ( 760。C-大约930。C )并且本发明提供了将所述排出物 冷却到使所需的C「(^烯烃可以有效压缩的温度的方法， 一般小于大约 212T ( IOOX:)，例如小于167下(75°C )，例如小于140下(60°C )， 通常为68下-122T ( 20-50°C)。
具体来说，本发明涉及来自石脑油裂化装置的气态排出物 的处理方法，该方法包括让该排出物穿过至少一个主换热器，该主换 热器能够从该排出物回收热以将其降至结垢开始的温度。如果需要， 可以通过蒸汽脱焦，蒸汽/空气脱焦或机械清洁对该换热器进行周期性 地清洁。可以将常规的间接换热器如套管式换热器或壳管式换热器用 于该设施。该主换热器使用水作为冷却介质将工艺料流冷却到大约644T-大约1202T ( 340。C-大约650。C ),例如大约700下(370匸)的温 度，并产生超高压蒸汽，压力通常在大约1500psig ( 10400kPa)下。
当离开所述主换热器时，冷却的气态排出物仍然在大于该 排出物的烃露点(第一滴液体冷凝的温度)的温度下。对于在某些裂 化条件下的典型的石脑油原料，排出物料流的经露点为大约581T( 305 。C)。在该烃露点之上，结垢倾向相对较低，即蒸气相结垢通常不严 重，并且不存在可能引起结垢的液体。
在离开所述主换热器之后，则让所述排出物流到至少一个 副换热器，该副换热器经设计和操作使得它包括换热表面，该换热表 面冷到足以将该排出物的一部分冷凝和在该换热表面处产生液态烃 膜。该液膜是就地产生的并且优选等于或低于使焦油完全冷凝的温度， 通常在大约302下-大约599下(150'C-大约315。C )下，例如在大约446 下(230°C )下。这通过冷却介质和换热器设计的合适选择而得到保证。 因为热传递的主要阻力在主体工艺料流和膜之间，所以该膜可以处于 比主体料流显著低的温度下。当主体料流被冷却时，该膜有效地保持 换热表面被流体材料湿润，从而防止结垢。此种副换热器必须连续地 将该工艺料流冷却到产生焦油的温度。如果在这点之前停止冷却，则 结垢很可能发生，原因在于该工艺料流可能仍处于结垢状态。
在通过副换热器之后，将所述冷却的排出物供给焦油分离 鼓，在那里冷凝的焦油与排出物料流分离。如果需要的话，可以将多 个分离鼓并联连接，使得单个鼓可以停止使用并且在装置正在操作的 同时进行清洁。在该工艺的这一阶段除去的焦油通常具有至少302下 (150°C )的初沸点。
进入焦油分离鼓的排出物应该在足够低的温度下，通常在 大约3024下(150°C )-大约599下(315°C )下，例如在大约446下(230 。C)下，以致焦油在该分离鼓中迅速地分离。因此，取决于换热器的 操作强度，排出物料流在其从换热器流过来之后并且在其进入焦油分 离鼓之前可以进一步通过直接注入少量水来冷却。
在焦油分离鼓中除去焦油之后，对所述气态排出物料流实施附加的冷却程序，这样，从该排出物中回收附加的热能并且将该排 出物的温度降低到该排出物中低级烯烃可以被有效压缩的温度，通常68°F-122T ( 20-50X:),优选大约104下(400 。附加的冷却程序 包括让该排出物穿过一个或多个裂化气体冷却器，然后穿过水骤冷塔 或至少一个间接部分冷凝器，以致将该排出物中的热解汽油和水冷凝。 然后将冷凝物分离成水性馏分和热解汽油馏分并且将该热解汽油馏分 蒸馏以降低其终沸点。通常，由该排出物料流冷凝的热解汽油馏分具有小于302下(150°C )的初沸点和超过500下(260。C ),例如大约842 T ( 450。C )的终沸点，而在蒸馏之后它通常具有400-446下(200-230 'C )的终沸点。
因此将发现在本发明的方法中，将所述热解排出物冷却到 排出物中的低级烯烃可以被有效压缩而不进行分馏步骤的温度。因此， 本发明的方法排除对初级分馏器(常规石脑油裂化装置除热系统的最 昂贵构件)的需要。结果，热解汽油馏分包含一些较重质组分，如果 整个气态排出物已经穿过初级分馏器，则所述一些较重质组分可能不 会存在。然而，在简单的蒸馏塔(通常包括15个塔板， 一个重沸器和 一个冷凝器)中除去这些较重质组分，该蒸馏塔可以按常规初级分馏 器几分之一的价格建造。
除了与不使用初级分馏器相关的降低的投资和操作费用之 外，本发明的方法还实现了若干优点。使用至少一个主换热器和至少 一个副换热器使回收热的值最大化。此外，在分离出焦油之后，回收 附加的有用的热。在专用容器中尽早地从工艺中除去焦油和焦炭，从 而使结垢最小化和简化从该工艺的焦炭除去。大大地减少了液态烃存 量，同时排除了泵唧循环泵。初级分馏器塔板和泵唧循环换热器的结 垢被消除。可以降低安全阀解除速率和相关的如果冷水或电源故障发 生时的骤燃。
当附加的冷却程序包括让排出物穿过至少一个间接部分冷 凝器时，适宜地进行设置以将排出物的温度降低到大约68T-大约122 下(20。C-大约50。C ),通常大约104T (4(TC)。通过在这样一种低温下操作，与通常釆用水骤冷塔达到的大约176下(80'C )的温度相比， 可以冷凝附加的轻质烃，从而降低经相的密度和改进热解汽油与水的 分离。此种分离通常在沉降转鼓中发生。
为了进一步降低冷凝烃的密度，本发明的一个实施方案考 虑将轻质热解汽油添加到冷凝的热解汽油料流中。热解汽油的几种轻 质烃馏分通常在石脑油蒸汽裂化器中产生，例如，主要包含Cs和轻质 a组分的馏分以及苯浓缩物馏分。这些馏分具有比整个冷凝的热解汽 油料流低的密度。将此种料流添加到冷凝的热解汽油料流中将降低其 密度，从而改进烃相与水相的分离。理想的再循环馏分将在最小的蒸 发下使冷凝的热解汽油的密度降低最大化。可以将它直接地添加到骤 冷水沉降器或上游位置中。
在本发明的一个实施方案中，将从裂化气体冷却器中的气 体排出物除去的低水平热用来加热脱气器给水。通常，使用脱气器中 的低压蒸汽将软化水和蒸汽冷凝液加热到大约266下(130。C)，在该 脱气器中空气被除去。为了实现有效的汽提，通常将进入该脱气器的 水的最高温度限定在脱气器温度以下20T-50下(ll-28'C)，这取决 于脱气器系统的设计。这允许使用与冷却裂化气体料流的间接热交换 将水加热到212T-239T ( 10(TC-115。C )。冷却水换热器可以根据需 要使用以对裂化气体料流进行补充冷却。举例来说，在一个工业烯烃 装置中，当前使用242 klb/hr低压蒸汽将在84下(29°C )下的大约816 klb/hr软化水和在167下(75°C )下的849 klb/hr蒸汽冷凝液加热到268 下(131°C )。使用从裂化气体回收的热可能潜在地将这些料流加热到 241°F( 116°C )。这可将脱气器蒸汽需要从242 klb/hr降低到46 klb/hr， 节约了196 klb/hr低压蒸汽，并且可将冷却塔负荷降低大约 189MBTU/hr。
现将参照附图更具体地描述本发明。
参照图1和2，在所示的方法中，将包含石脑油的经原料IO 和稀释蒸汽11供给蒸汽裂化反应器12，在那里将烃原料加热以引起该 原料热分解而产生较低分子量的烃，例如C广C4烯烃。在该蒸汽裂化反应器中的热解工艺还产生了一些焦油。
离开该蒸汽裂化炉的气态热解排出物13最初穿过至少一个 主输送管线换热器14，该换热器将该排出物冷却到大约700下(37(TC )。 在离开该主换热器14之后，然后将冷却的排出物料流15供给至少一个 副换热器16，其中在该换热器16的管侧上将该排出物冷却到大约446 下(230°C)，同时在该换热器16的壳侧上将锅炉给水18 (图2)从大 约261T ( 127°C )预热到大约410下(210°C )。这样，换热器16的换 热表面足够冷以在该管子的表面处就地产生液膜19，该液膜由该气态排出物的冷凝产生。
虽然图2描述了排出物料流15和锅炉给水18的并流流动以 使工艺侧入口处液膜19的温度最小化；但是流动的其它安排也是可能 的，包括逆流流动。因为热传递在锅炉给水和管道金属之间是迅速的， 所以在换热器16中的任一点处该管道金属仅比锅炉给水18微热。热传 递在工艺侧上的管道金属和液膜19之间也是迅速的，因此在换热器16 中任一点处该膜温度仅比管道金属温度微热。沿着换热器16的整个长 度，该膜温度通常低于大约446下(230°C)，即焦油在这些条件下完 全由这一特定原料冷凝的温度。这样确保了该膜是完全流动性的，并 且因此避免了结垢。
在换热器16中将高压锅炉给水预热是热解装置中产生的热 的最有效的用途之一。脱气之后，通常可获得在大约261下U27。C) 下的锅炉给水。来自脱气器的锅炉给水因此可以在湿润输送管线换热 器16中进行预热并且之后被送到至少一个主输送管线换热器14。用来 预热锅炉给水的所有热将增加高压蒸汽生产量。
当离开换热器16时，冷却的气态排出物在使焦油冷凝的温 度下并然后进入至少一个焦油分离鼓20,在那里该排出物被分离成焦 油以及焦炭馏分21和气态馏分22。
之后，气态馏分22穿过一个或多个部分冷凝器23和25，在 那里，该馏分通过与脱气器给水然后与作为冷却介质的冷却水的间接 热传递而被冷却到大约68T-大约122T (20°C-大约5(TC )，例如大约104下(40'C )的温度。然后将冷却的排出物(包含冷凝的热解汽油和 水)与轻质热解汽油料流29混合并让其流到骤冷水沉降鼓30。在该沉 降鼓30中，冷凝物分离成烃馏分32、水性馏分31和气态塔顶馏分33, 该烃馏分32被供给蒸馏塔27，该水性馏分31被供给酸水汽提塔(未显 示)，该气态塔顶馏分33可以直接地被供给压缩机。在蒸馏塔27中， 烃馏分32被分馏成热解汽油馏分34和蒸汽裂化瓦斯油馏分35，该热解 汽油馏分34通常具有356-446下(180-230'C)的终沸点，该蒸汽裂化 瓦斯油馏分35通常具有500-1004下(260-540°C)的终沸点。
用于换热器16的硬件可以与通常用于气体裂化设施的副输 送管线换热器的硬件相似。可以使用管壳式换热器。可以在管侧上按 单程固定管板布置将工艺料流冷却。相对较大的管径将允许上游产生 的焦炭通过该换热器而不会堵塞。换热器16的设计可以经设置使温度 最小化和使液膜19的厚度最大化，例如，通过将毛边添加到换热器管 的外表面上来实现。可以在壳側上按单程布置将锅炉给水预热。或者， 壳侧和管侧设施可以转换。可以使用并流或逆流流动，只要沿着该换 热器长度的膜温度保持足够低。
例如，适合的壳管式湿润输送管线换热器的入口过渡件在 图3中示出。换热器管41固定在管板42中的孔40中。将管嵌条或套圏45 固定在与管板42相邻布置的辅助管板44中的孔46中，使得套圏45伸入 换热器管41，其中热绝缘材料43置于管板42和辅助管板44之间以及换 热器管41和套圏45之间。釆用这种布置，辅助管板44和套圏45在非常 接近工艺入口温度的温度下操作，而换热器管41在非常接近冷却介质 温度的温度下操作。因此，很少结垢会在辅助管板44和套圏45上发生， 原因在于它们在热解排出物露点之上操作。类似地，很少结垢会在换 热器管41的表面上发生，原因在于它在小于使焦油完全冷凝的温度下 操作。这种布置提供表面温度方面的非常急速的转变以避免在烃露点 和使焦油完全冷凝的温度之间的结垢温度状况。
或者，用于副输送管线换热器的硬件可以与紧密连接的主 输送管线换热器的硬件相似。可以使用套管式换热器。工艺料流可以在内管中冷却。相对较大的内管直径将允许上游产生的焦炭通过该换 热器而不会堵塞。锅炉给水可以在外管和内管之间的环隙中预热。可 以使用并流或逆流流动，只要沿着该换热器长度的膜温度保持足够低。
例如，适合的套管式湿润输送管线换热器的入口过渡件在 图4中示出。换热器入口管线51与铁模52连接，该铁模52与锅炉给水入 口室55连接。绝缘材料53填充换热器入口管线51、铁模52和锅炉给水 入口室55之间的环形空间。换热器管54与锅炉给水入口室55连接，使 得换热器入口管哉51的末端和换热器管54的开始端之间存在小间隙56 以允许热膨胀。 一种类似的布置(尽管在工艺气体流动管道中引入了 三通件)在美国专利4，457， 364中进行了描述。整个换热器入口管线51 在非常接近工艺温度的温度下操作，而换热器管54在非常接近冷却介 质的温度的温度下操作。因此，很少结垢会在换热器入口管线51的表 面上发生，原因在于它在热解排出物露点之上操作。类似地，很少结 垢会在换热器管54上发生，原因在于它在小于使焦油完全冷凝的温度 下操作。同样，这种布置提供表面温度方面的非常急速的转变以避免 在烃露点和使焦油完全冷凝的温度之间的结垢温度状况。
可以对副换热器进行取向以使工艺流体基本上水平、基本 上垂直向上流动、或优选基本上垂直向下流动。基本上垂直向下流动 系统有助于确保就地形成的液膜在换热器管的整个内表面上方保持相 当均匀，从而使结垢最小化。相反，以水平取向，由于重力作用液膜 将倾向于在换热器管底部较厚而在顶部而较薄。以基本上垂直向上流 动布置，液膜可能倾向于与管壁分离，因为重力倾向于向下拉扯液膜。 有利于基本上垂直向下流动取向的另一个实际原因是离开主换热器的 入口料流通常位于炉子结构上部，而出口料流希望处于较低的高度。 向下流动的副换热器将自然地提供这种料流的高度转变。
可以对副换热器进行设计以允许使用蒸汽或蒸汽和空气的 混合物与炉子脱焦系统一起为换热器脱焦。当使用蒸汽或蒸汽和空气 的混合物为炉子脱焦时，炉子排出物将首先通过主换热器和然后通过 副换热器，然后经处理到脱焦排出物体系中。采用这种特征，副换热器管的内径大于或等于主换热器管的内径是有利的。这确保了存在于 主换热器排出物中的任何焦炭将容易地通过副换热器管而不会引起任 何限制。虽然已经结合某些优选的实施方案描述了本发明，以致可 以更完全地理解和领会本发明的各个方面，但是不希望将本发明限制 到这些特定的实施方案。相反，希望涵盖可以包括在所附权利要求书 限定的本发明范围内的所有备选方案、修改和等同物。
权利要求
1.用于来自烃热解工艺装置的气态排出物的处理方法，该方法包括(a)让该气态排出物穿过至少一个主换热器，从而冷却该气态排出物；(b)让来自步骤(a)的气态排出物穿过至少一个具有换热表面的副换热器，该换热表面维持在使得该气态排出物的一部分冷凝以在所述表面上形成液体涂层的温度下，从而进一步将该气态排出物的剩余部分冷却到使由热解工艺形成的焦油冷凝的温度；和(c)将该冷凝的焦油和气态排出物分离。
2. 权利要求1的方法，其中将所述换热表面维持在小于使焦油冷凝 的温度下。
3. 权利要求1或2中任一项的方法，其中将所述换热表面维持在小于 599T ( 315°C )的温度下。
4. 上述权利要求中任一项的方法，其中将所述换热表面维持在 300-500下(148-260°C)之间的温度下。
5. 上述权利要求中任一项的方法，其中所述换热表面垂直地布置并 且通过与向下垂直流过所述至少一个副换热器的传热介质间接热交换 而维持在所述温度下。
6. 上述权利要求中任一项的方法，其中所述换热表面通过与水间接 热交换而维持在所述温度下，并且将在该至少一个副换热器中加热的水 用作该主换热器中的热交换介质。
7. 上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(c)包括让来自副换 热器的排出物流到焦油分离鼓。
8. 上述权利要求中任一项的方法，包括步骤U):将步骤(c)中 除去焦油之后剩余的排出物进一步冷却以从中冷凝热解汽油馏分和使 该排出物的温度降低到小于212下(IOO'C)。
9. 权利要求8的方法，其中通过用水直接骤冷进行步骤(d)。
10. 权利要求8的方法，其中通过间接热交换进行步骤(d)。
11. 上述权利要求中任一项的方法，其中通过将在大约104下-大约 356°F ( 4(TC-大约180。C )的温度范围中沸腾的烃原料热解制备所述气 态排出物。
12. 用于来自烃热解工艺装置的气态排出物的处理方法，该方法包括:(a) 让该气态排出物穿过至少一个主换热器，从而冷却该气态排出物；(b) 让来自步骤(a)的所述气态排出物穿过至少一个具有换热表 面的副换热器，该换热表面维持在使得该气态排出物的一部分冷凝以在 所述表面上形成液体涂层的温度下，从而进一步将该气态排出物的剩余 部分冷却到使在所述气态排出物中的由热解工艺形成的焦油的至少一 部分冷凝的温度；(c) 让来自步骤(b)的排出物穿过至少一个分离鼓，在那里，冷 凝的焦油和气态排出物分离；并且然后(d) 将来自步骤(c)的气态排出物的温度降低到小于212下(100。C )。
13. 权利要求12的方法，其中将所述换热表面维持在小于599T( 315 °C )的温度下。
14. 权利要求12或13中任一项的方法，其中所述换热表面基本上垂 直地布置并且通过与向下流过所述至少一个副换热器的传热介质间接 热交换而维持在所述温度下。
15. 权利要求12至14中任一项的方法，其中所述换热表面通过与水 间接热交换而维持在所述温度下，并且将在该至少 一个副换热器中加热 的水用作该主换热器中的热交换介质。
16. 权利要求12至15中任一项的方法，其中步骤(d)将气态排出物 的温度降低到大约68下-大约122下(20°C-大约50。C )。
17. 权利要求12至16中任一项的方法，其中步骤U)还包括冷凝和 分离来自排出物的热解汽油馏分。
18. 权利要求12至17中任一项的方法，其中通过将在大约104下-大 约356下(40。C-大约18(TC )的温度范围中沸腾的烃原料热解制备所述 气态排出物。
19. 烃裂化设备，其包括(a) 用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解 排出物可以经由该出口离开该反应器；(b) 在该反应器出口下游并与其连接的至少一个主换热器，该主 换热器用于冷却该气态排出物；(c) 在该至少一个主换热器下游并与其连接的至少一个副换热器， 该副换热器用于进一步冷却所述气态排出物，所述至少一个副换热器具 有换热表面，该换热表面在使用中维持在使得该气态排出物的一部分冷 凝以在所述表面上形成液体涂层的温度下，从而将该气态排出物的剩余 部分冷却到使所述气态排出物中的由热解工艺形成的焦油的至少一部 分冷凝的温度；和(d) 分离所述冷凝的焦油和所述气态排出物的装置。
20. 权利要求19的设备，其中所述换热表面基本上垂直地布置并且 通过与向下流过所述至少一个副换热器的传热介质间接热交换而维持 在所述温度下。
21. 权利要求19或20中任一项的设备，其中所述至少一个副输送管线换 热器包括用于所述气态排出物的入口 ，并且所iiX口与所述换热表面是隔热
22.权利要求19至21中任一项的设备，其中;述至;一个副换热器是壳管式换热器或套管式换热器。
23. 权利要求19至22中任一项的设备，还包括具有脱焦介质入口和焦炭出口的脱焦系统，其中所述主和副换热器可以与所述脱焦系统连 接，使得所述脱焦介质穿过所述至少一个主换热器和然后穿过所述至少 一个副换热器然后流到所述出口。
24. 根据权利要求23的设备，其中所述主和副换热器包括换热管并 且副换热器的每个换热管所具有的内径等于或大于主换热器的每个换 热管的内径。
25. 权利要求19至24中任一项的设备，其中用于分离所述冷凝的焦 油和所述气态排出物的所述装置(d)是焦油分离鼓。
全文摘要
公开了将来自烃热解工艺装置的排出物处理以从中回收热和除去焦油的方法。该方法包括让气态排出物流到至少一个主换热器，从而冷却该气态排出物和产生高压蒸汽。之后，让该气态排出物穿过至少一个具有换热表面的副换热器，该换热表面维持在使得该气态排出物的一部分冷凝以在所述表面上就地形成液体涂层的温度下，从而进一步将该气态排出物的剩余部分冷却到使由热解工艺形成的焦油冷凝的温度。然后在至少一个分离鼓中从该气态排出物中除去冷凝的焦油。
文档编号C10G9/00GK101218320SQ200680024767
公开日2008年7月9日 申请日期2006年6月27日 优先权日2005年7月8日
发明者J·R·梅辛杰, R·D·斯特莱克 申请人:埃克森美孚化学专利公司