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2005B061，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20058065，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，尤其是使用比石脑油更重质 的原料的那些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烃(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分 解。然而，热解工艺产生倾向于结合而形成高分子量材料即焦油的分子。 焦油是在一定条件下可能使设备结垢的高沸点、粘稠、反应性材料。
在热解排出物离开蒸汽裂化炉之后，可以如下使焦油的形 成最小化迅速地将离开该热解装置的排出物的温度降低到焦油形成 反应大大减緩的水平。
用来冷却热解装置排出物以及除去所得重油和焦油的一种 技术釆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。对于典型的比石脑油更重质的原料，输送管线换热器 将工艺料流冷却到大约1100下(594。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 与更轻质液态馏分(称为热解汽油)分离，并用来回收大约200-600 T ( 90-316°C )之间的热。水骤冷塔或间接冷凝器进一步将离开该初 级分馏器的气流冷却到大约100下(38°C )，以使存在的大部分稀释蒸 汽冷凝和使热解汽油与该气态烯属产物分离，然后将它送到压缩机。 有时，称为蒸汽裂化瓦斯油(其在比方说大约400-大约"0下(200-WO 。C )的范围内沸腾)的中间沸程料流还作为侧料流产生。
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-大约550T( 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 少量組分，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l. 3百万千克(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)，以及结裙的 容限。[OOIO]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。[OOll]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祐。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。
本发明设法提供处理热解装置排出物，尤其是来自比石脑 油更重质的含烃原料的蒸汽裂化的排出物的简化方法。重质原料裂化 通常比石脑油裂化更经济有利，但是过去它具有差的能量效率和较高 的投资要求的缺点。本发明使由重质原料蒸汽裂化产生的有用热能的 回收得到优化而不会使冷却设备结垢。本发明还可以排除对初级分馏器塔及其辅助设备的需要。
因此需要用于冷却热解装置排出物和除去所得重油和焦油 的简化方法，该方法排除对初级分馏器塔及其辅助设备的需要，即使 当产生蒸汽裂化瓦斯油时仍如此。
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 器装置。
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。
W0 93/12M0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220T-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。
在一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物 的处理方法，该方法包括(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝 的温度，所述焦油由该排出物成分之间的反应形成；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个焦油分离鼓，在那里，冷 凝的焦油与所述气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出 物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的混合气 态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与 所述气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使 包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f )让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态 排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离，以形成气态排 出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态 排出物料流送往回收设备组；和(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的 塔底流出物料流。
通常，将气态排出物在步骤(a)中冷却到小于大约700T (371。C )，比方说大约400-大约650T ( 204-343。C )的温度，例如大 约450-大约600下(m316匸)的温度；在步骤(c)中冷却到小于大 约500下(260°C )的温度，比方说大约200-450下(93T-232。C )的温 度，例如大约2S0-大约400下(121-204匸)的温度；和在步骤(e)中 冷却到小于大约200下(93'C )的温度，比方说，大约50-大约180下 (10-82T)的温度，例如大约80-大约130下(27-127。C)的温度。
在本发明这一个方面的一个实施方案中，富含热解汽油的 塔顶馏出物料流具有小于大约300T ( 149°C )的初沸点和超过大约500 下(26(TC)的终沸点，例如大约500-1000T ( 260-大约538。C )的终淬点o
在本发明这一方面的另一个实施方案中，(a)包括让该排 出物穿过主换热器(通常是输送管线换热器)，该换热器提供温度至 少大约500下(260。C)，例如大约500-大约650T ( 260-343°C)和压 力大于大约3550kPa ( 500psig)，例如大约4240-大约17 340kPa (600-2500psig)的蒸汽。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，(a)包括让该排 出物从该主换热器流到副换热器(通常是输送管线换热器)。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，(a)包括将所述 主换热器的出口温度维持在其排出物的露点之上。
在又一个实施方案中，步骤(a)中的冷却通过用液体骤冷 料流将气态排出物直接骤冷来进行。该液体骤冷料流可以选自水和油， 例如包含来自步骤(d)的冷凝的骤冷油的液体骤冷料流。
在本发明这一方面的另一个实施方案中，步骤(a)包括在 气态排出物穿过主换热器之后让该排出物直接地与骤冷液体接触，所 述骤冷液体选自水和油，例如，来自步骤(d)的冷凝的骤冷油。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(g)还包括仅让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(c)的冷却 通过直接接触换热，例如包括水骤冷步骤的冷却来进行。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(a)的气态 排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
在另一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出 物的处理方法，该方法包括(a)让衍生自比石脑油更重质的原料的 热解的气态排出物穿过至少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却 和产生超高压的蒸汽；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出 物穿过至少一个分离鼓，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形 成的焦油冷凝并与该气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态 排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的混 合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷 油与所述气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却 以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f )让来自 步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的 气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料 流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物 料流送往回收设备组；和(g )让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔， 该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出 物料流。
在又一个方面中，本发明涉及烃裂化设备，包括(a)用 于将经原料热解的反应器，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) i)与该反应器出口连接的换热器和 ii)该反应器出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于 将该气态热解排出物冷却；(c)与(b)连接的且在其下游的至少一 个焦油分离鼓，用于将焦油与该气态排出物分离；(d)与该至少一个 分离鼓连接并在其下游的冷却设备组，用于将该气态排出物冷却以使 骤冷油馏分冷凝；(e)至少一个骤冷油分离鼓，用于接收来自(d)的混合气态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离； (f )至少一个冷凝器，用于将来自步骤(e)的气态排出物冷却以使 包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(g)用于接收来 自(f )的混合气态和液态排出物的馏出物转鼓，其中冷却的气态排出 物、热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成气态排出物料流、富含 液态热解汽油的料流和富含液态水的料流；h)从来自(g)的气态排 出物回收轻质烯烃的回收设备组；和(i)用于接收(g)的富含液态 热解汽油的料流的尾塔，该尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流 和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
在本发明这一方面的一个实施方案中，尾塔仅接收液态原料。
在另 一个实施方案中，所述设备包括用于将来自所述骤冷 鼓的骤冷油引入(b)和(c)之间的工艺的管线。附图简述
图l是根据本发明的处理来自瓦斯油原料的液体裂化的气 态排出物的方法的示意性流程图。实施方案的详细描述
本发明提供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分离C5+经，以提供分离的 热解汽油和瓦斯油馏分，以及在该排出物中的所需C「C4烯烃，而不需 要初级分馏器。
通常，用于本发明方法的排出物通过将在比方说大约104-大约1022T ( 40-550°C)温度范围中沸腾的烃原料(如轻质石脑油或 瓦斯油)的热解来制备。优选，用于本发明方法的排出物是通过将在 大于大约356下(180°C)的温度范围沸腾的烃原料，如比石脑油更重 质的原料热解来制备的。这些原料包括在大约200-大约1000T( 93-538 。C )，比方说大约400-大约950下(204-510°C )的范围中沸腾的那些。典型的比石脑油更重质的原料可以包括重质冷凝物、瓦斯油、加氢裂 化油、冷凝物、原油和/或原油馏分，例如拔顶油。在热解反应器出口处的气态排出物的温度通常为大约1400-1700"F ( 760X:-927X:)，并 且本发明提供将所述排出物冷却到所需C广C,烯烃可以有效压缩的温度 的方法，该温度一般小于大约212T ( IOOX:)，例如小于大约167下(75 。C )，例如小于大约140T ( 60'C )，通常为大约68-大约122T ( 20-50。C )。
具体来说，本发明涉及来自重质原料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将该换热器周期性地清 洁。常规的间接换热器如套管式换热器或壳管式换热器可以用于该设 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644-1202 下(M0-大约"0。C )，如大约1100T ( 593°C)的温度并产生超高压 蒸汽。
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 化条件下典型的重质原料，排出物料流的烃露点为大约700-大约1200 下(371-649°C),比方说，大约900-大约1100下(482-593。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。焦油在大约400-大约650下(204-343X:), 比方说，大约450-大约600T ( 232-316°C)的温度下从此类重质原料 中冷凝。
适宜地，也可以提供副换热器并且对该副换热器进行操作， 以使它包括冷到足以将排出物的一部分冷凝并在换热表面处产生液态 烃膜的换热表面。该液膜是就地产生的并且优选等于或低于焦油产生 的温度，通常在大约3MT-大约599T ( 190。C-大约315'C )，例如在 大约232'C ( 450°F)下。这通过冷却介质和换热器设计的合适选择而 得以确保。因为热传递的主要阻力在主体工艺料流和膜之间，所以该膜可以在比主体料流低得多的温度下。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 须连续地冷却该工艺料流到产生焦油的温度。如果在这之前停止冷却， 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。这一 副换热器尤其适合于与轻质液体原料如石脑油 一起使用。
在一个可供选择的实施方案中，通常在蒸汽裂化炉出口和 焦油分离鼓之间的一点处，对来自该炉子的气态排出物进行直接骤冷。 该骤冷通过让该排出物与液体骤冷料流接触来进行，代替或与输送管 线换热器的处理结合进行。当和至少一个换热器一起使用时，优选在 换热器下游的一点处引入该骤冷液体。适合的骤冷液体包括液体骤冷 油(例如通过下游骤冷油分离鼓获得的那些)，热解燃料油和水，它 们可以从各种适合的来源(例如冷凝的稀释蒸汽)获得。
在穿过直接骤冷和/或换热器之后，将冷却的排出物供给焦油 分离鼓，在那里冷凝的焦油与该排出物料流分离。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。在工艺的这一阶段除去的焦油通常具有大约300-大约 600T (149-316°C)，通常至少大约392下(200°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375T ( 191°C )-大约600T ( 316。C )下，例如在大约550T ( 288 。C)下，以致焦油在该分离鼓中迅速地分离。
在焦油分离鼓中除去焦油之后，对气态排出物料流进行附 加的冷却程序，该冷却程序包括让该排出物穿过一个或多个裂化气体 冷却器并且然后穿过至少一个骤冷油分离鼓。在焦油分离鼓下游的冷 却程序中提供这样一个分离鼓以将附加的油与该气体料流分离，并且 该分离鼓优选可以在水的露点之上的温度下操作，通常在大约1"T-大约302T ( 90-150°C )，例如在大约"OT ( 121°C )下操作，以产生 具有大约302下-大约536下(150-280°C)的初沸点的轻质油馏分。然 后将来自该骤冷油分离鼓的气态排出物送往至少一个间接部分冷凝 器，以使其温度被该冷凝器降到大约38。C (IOO下)的排出物中的C一组分(例如热解汽油)以及水冷凝。让该排出物穿过至少一个间接部分冷凝器适宜地经设置将排出物的温度降低到大约68下-大约122下 (20-50°C)，通常大约100下(38X:)。通过在这样一种低温下的操 作，与釆用水骤冷塔通常达到的大约180下(82t:)的温度相比，可以 冷凝附加的轻质烃，从而降低烃相的密度和改进热解汽油与水的分离。
然后在馏出物转鼓中将来自间接部分冷凝器的包含气态馏 分和液态馏分的所得的排出物分离成气态塔顶馏出物、水性馏分和含 烃馏分，例如包括热解汽油和蒸汽裂化瓦斯油的Cs+料流。将气态塔顶 馏出物送往回收设备组以便回收C广C,烯烃。将含经馏分送往尾塔并且 将热解汽油馏分作为塔顶馏出物回收，同时将该蒸汽裂化瓦斯油馏分 作为底部流出物回收。
通常，在馏出物转鼓塔中由排出物料流冷凝的烃馏分具有 小于大约302T (150'C)的初沸点和超过大约400T ( 204°C )，例如 大约850T ( 454。C)左右的终沸点。将该烃馏分蒸馏成较轻馏分、热 解汽油，和较重质馏分、蒸汽裂化瓦斯油。该热解汽油馏分通常具有 大约350-大约500T ( 177-大约26(TC )的终沸点。由尾塔产生的蒸汽 裂化瓦斯油馏分通常具有大于大约300T (H9。C)的初沸点和超过大 约500T ( 260°C)，例如大约800下(427°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本发明的方法排除对;刀级分馏器(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，这些较重质组分作为从尾塔(简单的蒸馏塔)作为底 部流出物取得的瓦斯油馏分被除去。
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千优点。使用至少一个主输送管线换热 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。使用间接部分冷凝器排除对使用水骤冷塔和相关的大型泵唧循环 的需要。此外，本发明使用骤冷油分离鼓将由比石脑油原料更重质的 蒸汽裂化原料产生的部分物质例如瓦斯油除去，否则，该物质以干扰 馏出物转鼓在将油与水分离方面的有效操作的量存在。
在本发明的一个实施方案中，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，使用其中除去空 气的脱气器中的低压蒸汽将软化水和蒸汽冷凝液加热到大约260下 (127°C)。为了实现有效的汽提，进入脱气器的水的最高温度一般限 定于在脱气器温度以下大约irC-大约28。C ( 20-50T),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 加热到大约210-大约240下(99-116°C )。冷却水换热器可以根据需要 使用以将裂化气体料流补充冷却。举例来说，在一个工业烯经装置中， 当前使用大约108， 900kg/hr ( 242 klb/hr )的低压蒸汽将在大约29。C (84下)下的大约367， 200kg/hr (816 klb/hr )的软化水和在大约75 。C ( 167下)下的大约339， 600kg/hr ( 849 klb/hr )的蒸汽冷凝液加热 到大约131。C ( 267下)。使用从裂化气回收的热可能潜在地将这些料 流加热到大约240T (U6。C)。这可能将脱气器蒸汽需要从大约 108， 900kg/hr降低到大约20， 700 ( 242 klb/hr-46 klb/hr )，节约了 大约88， 200kg/hr (196klb/hr)的低压蒸汽，并且可能将冷却塔负荷 降低大约55MW ( 189MBTU/hr )。
现将参照附图中所示的实施例更具体地描述本发明。
参照

图1，在本发明实施例的方法中，将包含重瓦斯油的烃 原料100以及稀释蒸汽102供给蒸汽裂化反应器104,在那里将该烃原料 加热以引起该原料热分解从而产生更低分子量的烃，如C广C4烯烃。在 该蒸汽裂化反应器中的热解工艺还产生一些焦油和蒸汽裂化瓦斯油。
离开所述蒸汽裂化炉的气态热解排出物106最初穿过至少一个主输送管线换热器108，该换热器108将该排出物从大约1300-大约 1700T ( 704-927'C )，比方说大约(1400-1600T ) ( 760匸-871'C )， 例如大约1500下(816。C )的入口温度冷却到大约600-大约1300T( 316-大约704X:)，比方说大约700-大约1200下(371-649C )，例如大约 1100T ( 593C)的出口温度。该主换热器108包括用于引入预热的锅 炉给水的蒸汽入口 110，该预热的锅炉给水具有大约260-大约600T(127-316"C )，比方说大约350下-大约550下(177-288。C )，例如大 约400下(204"C )的温度。超高压蒸汽从蒸汽出口112取得并且具有大 约530-大约670下(277-354X:),比方说，大约567-大约628T( 297-331 。C )，例如大约600T (大约316'C )的温度和大约6310-大约17340kPa(900-2500psig)，比方说，大约8380-大约13200kPa( 1200-1900ps ig ) 的压力。当离开该主换热器108时，冷却的气态排出物114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。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108之后，排出物料流114被冷却到大 约500-600下(260-大约316。C )，例如大约550下(288°C)的温度，以致该排出物中的焦油冷凝，从而产生混合液体和蒸气料流。这一附 加的冷却可以利用经由管线116的常规水骤冷和/或经由管线118的油骤冷来进行。
在将所述气态排出物冷却到焦油冷凝的温度或稍微小于焦 油冷凝的温度之后，让该混合液体和蒸气排出物进入至少 一 个焦油分 离鼓120并分离成作为底部流出物除去的焦油和焦炭馏分122以及作为 塔顶馏出物取得的气态馏分124。焦油分离鼓可以是具有很少内部零件 的简单转鼓，或具有本领域的技术人员已知的用于改进液体和蒸气的 分离的改进设施，例如一个或多个切向入口喷嘴和内部挡板的高效率 分离器。之后，该气态馏分穿过一个或多个裂化气体冷却器126和128， 在那里通过间接热传递将该馏分冷却到大约200下-大约450下(93°C -232°C),如大约300T (149°C)的温度。优选地，将该馏分冷却到稍微大于水露点的温度，并将回收的热用于有用的目的例如将锅炉给 水预热，将中压蒸汽升高和/或将重质原料预热。该冷却的排出物包含 在瓦斯油和重质石脑油沸程内的液体组分，例如冷凝的热解汽油、蒸汽裂化瓦斯油，可以将该排出物的至少一部分送往骤冷油分离鼓130， 该分离鼓130将该排出物分离成作为底部流出物118 (其可以用作分离 鼓120上游的骤冷物)取得的骤冷油和含水蒸气、C2-C4烯烃和更高沸点 烃的气态排出物132。
将气态排出物132送往使用水作为冷却介质的冷凝器134和 136，该冷却介质经由管线138在大约80下(27°C)的温度下引入，并 作为热流140在大约100T (38X:)的温度下离开该下游冷凝器，该热 流140被引入上游冷凝器，并从该冷凝器作为在大约120下(49。C)温 度下的热流142取得。在该冷凝器中，该料流被冷却到环境温度附近， 大部分蒸汽被冷凝，并且热解汽油被冷凝。将冷却的料流144送往馏出 物转鼓146，其中该冷凝物分离成供给尾塔150的烃馏分148，必要时可 以供给酸水汽提塔(未显示)的水性馏分152，和可以直接供给本领域 技术人员熟知的回收设备组的气态塔顶馏分15 4 ，该回收设备组用于将 馏分154中的C广C4烯经冷却和冷凝。在尾塔150中，烃馏分148分馏成热 解汽油馏分156和蒸汽裂化瓦斯油馏分158,该热解汽油馏分通常具有 大约400-大约450下(204-232°C)的终沸点，该蒸汽裂化瓦斯油馏分 通常具有大约500-1000下(260-大约538。C )的终沸点。该尾塔如通常 在初级分馏器中进行的那样将液体蒸馏，但是在小得多的塔中进行蒸 馏。因此产生的热解汽油料流可以适合于为加氢精制器供料，而塔底 蒸汽裂化瓦斯油通常适合用作溶剂、骤冷液体、焦油调合料或燃料调 合料。
本发明与常规初级分馏器相比需要更少的硬件，从而降低 成本。该初级分馏器被两个分离鼓和小得多的分馏塔替代。与初级分 馏器相关的油和骤冷泵唧循环也被排除，这包括它们的大型泵和驱动 器以及它们相关的能量需要。用于本发明的换热器在尺寸和栽荷方面 与初级分馏器一起使用的那些基本上类似。当使用初级分馏器时，本发明免除了所需要的附加温差。釆用初级分馏器，从炉子排出物除去 的热必须交换两次，首先从该排出物交换到泵唧循环液体并且然后从 该泵唧循环液体并且交换到外部设施。这需要对两个热交换系统进行 投资并使得难以有效地回收热，因为存在两个温差。为了能够在尽可 能高的温度下回收热，泵唧循环需要大型泵和大型换热器。因此，本 发明允许在更高的温度下回收热，从而改进能量效率。最后，由于本 发明的热回收设备组不需要塔板或填料，对结垢的敏感度大大降低。
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.来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油由该排出物成分之间的反应形成；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个焦油分离鼓，在那里，冷凝的焦油与气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f)让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组；和(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
2. 权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤U)中冷却 到小于大约700下(371°C )的温度；在步骤(c )中冷却到小于大约500 下(260。C)的温度；和在步骤(e)中冷却到小于大约MOT ( "。C ) 的温度。
3. 权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却 到大约400下-大约650下(204。C-343X:)的温度；在步骤(c)中冷却 到大约200T-大约450下(121°C-204。C )的温度；和在步骤(e)中冷 却到大约50T-大约180下(10°C-82°C)的温度。
4. 权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却 到大约450T-大约600下(232°C-316°C )的温度；和在步骤(c)中冷却到大约"0T-大约"0T (urc^(Mx:)的温度；和在步骤(e)中冷却到大约80T-大约130下(27。C-127"C)的温度。
5. 上述权利要求中任一项的方法，其中所述富含热解汽油的塔顶 馏出物料流具有小于大约300T (149'C)的初沸点和超过大约500T(260X:)的终沸点。
6. 权利要求5的方法，其中所述富含热解汽油的塔顶馏出物料流具 有大约500-大约1000下(260-538匸)的终沸点。
7. 上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)包括让所述排出 物穿过主换热器，该换热器提供温度至少大约500T ( 260t:)和压力 大于大约3550kPa ( 500psig)的蒸汽。
8. 权利要求7的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物通过主换 热器，该换热器提供温度大约500下-650T ( 260。C-343°C )和压力大 约4240-大约17340kPa ( 600-2500psig )的蒸汽。
9. 权利要求7的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物从主换热 器流到副换热器。
10. 权利要求8的方法，其中步骤(a)包括将所述主换热器的出口 温度维持在其排出物的露点之上。
11. 上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所迷气态排出物直接骤冷来进行。
12. 权利要求11的方法，其中所述液体骤冷料流选自水和油。
13. 权利要求12的方法，其中所述液体骤冷料流包括来自步骤(d ) 的冷凝骤冷油。
14. 权利要求8的方法，其中步骤(a)包括在所述排出物穿过所述主输送管线换热器之后用骤冷液体直接地接触该气态排出物。
15. 权利要求14的方法，其中所述骤冷液体选自水和油。
16. 权利要求15的方法，其中所述骤冷液体是来自步骤(d)的冷 凝骤冷油。
17. 上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(g)还包括仅让所 述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
18. 上述权利要求中任一项的方法，其中所述冷却步骤(c)通过 间接接触热交换进行。
19. 上迷权利要求中任一项的方法，其中所迷冷却步骤(c)包括 水骤冷步骤。
20. 上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)的所述气态排 出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
21. 来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括(a )让衍生自比石脑油更重质的原料的热解的气态排出物穿过至 少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却；(b) 让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个分 离鼓，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形成的焦油冷凝并与 该气态排出物分离；(c) 将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d) 让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤 冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；(e) 将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由 蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f )让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓， 在那里，冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以形 成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流， 将该气态排出物料流送往回收设备组；和(g )让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热 解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
22. 烃裂化设备，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) i)与该反应器出口连接的输送管线换热器和ii)该反应器 出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于将该气态热解排出物冷却；(c) 与步骤(b)连接的且在步骤(b)下游的至少一个焦油分离 鼓，用于将焦油与该气态排出物分离；(d) 与该至少一个分离鼓连接并在其下游的冷却设备组，用于将 该气态排出物冷却以使骤冷油馏分冷凝；(e) 至少一个骤冷油分离鼓，用于接收来自步骤(d)的混合气 态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离；(f )至少一个冷凝器，用于将来自步骤(e)的气态排出物冷却 以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(g)用于接收来自步骤(f)的混合气态和液态排出物的馏出物 转鼓，其中冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以 形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流；(h )从来自步骤(g )的气态排出物回收轻质烯烃的回收设备组；和(i)用于接收步骤(g)的富含液态热解汽油的料流的尾塔，该 尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物 料流。
23. 权利要求22的设备，其中所述尾塔仅接收液态原料。
24. 权利要求22或23中任一项的设备，该设备还包括将来自所述骤 冷转鼓的骤冷油引入步骤(b)和(c)之间的工艺的管线。
全文摘要
公开了在不采用初级分馏器的情况下处理来自烃热解装置的排出物的方法。该方法包括冷却该气态排出物，例如通过直接骤冷和/或至少一个主换热器进行冷却，从而产生高压蒸汽；然后将该气态排出物冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油是由所述排出物成分之间的反应形成的。让所得的混合气态和液态排出物穿过骤冷油分离鼓，以将骤冷油与该气态排出物分离，该气态排出物然后被冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝，在馏出物转鼓中将该馏分分离。将该冷却的气态排出物送往回收设备组以回收轻质烯烃。该含热解汽油的馏分流到尾塔，该尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
文档编号C10G9/00GK101218321SQ200680024768
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