利用部分气化和单独控制的热解盘管组由烃原料生产低级烯烃的改进方法

专利名称：利用部分气化和单独控制的热解盘管组由烃原料生产低级烯烃的改进方法
技术领域：
本发明涉及处理具有宽沸程的烃原料来生产低级烯烃。
背景技术：
烃的高温裂解是广泛用于生产烯烃例如乙烯、丙稀、丁烯、丁二烯、和芳烃例如苯、 甲苯和二甲苯的石化方法。在到达烯烃装置之前，用于常规烯烃生产装置的初始原料通常 经历大量(昂贵)的处理。例如，通常使全部原油首先经历脱盐，之后蒸馏或分馏成多个部 分(馏分)例如汽油、煤油、石脑油、常压粗柴油、减压粗柴油(VGO)和浙青(也称为“减压 渣油”或“短沸程渣油”或“减压塔底渣油”)。作为生产减压粗柴油和浙青的替代，有时生产 这些物质的组合(通常命名为“久沸渣油”或“长沸程渣油”)。减压渣油馏分通常具有在大 气压力下在大于1050° F(566°C)的温度下起始的沸程。在从原油或久沸渣油中脱除减压 渣油馏分之后，按照惯例，可以使它们的任意馏分或它们的组合作为原料流入蒸汽裂化器。 作为替代，可以将脱盐和脱除“减压渣油”之后的全部原油用作原料。生产烯烃的常规蒸汽裂化法利用热解炉，所述热解炉通常具有两个主要区域对 流区和辐射区。在常规热解炉中，烃原料作为液体进入炉子的对流区(除了作为蒸气进 入的轻原料如乙烷和丙烷外)，其中它通过与来自炉子的辐射区的热烟气间接接触和任选 通过与蒸汽直接接触而被加热和气化。原料通常与蒸汽混合，和随后将原料/蒸汽混合 物通过交叉管路加入辐射区中，其中在通常为约10-30psig的压力下，将它快速加热至约 1450-1562° F(788-850°C)的典型热解温度，从而使原料物流彻底高温裂解。所得富烯烃 热解产物离开炉子以进行另外的下游分离和处理。US 6，632，351中给出了热解含浙青的原油和原油馏分的最近进展。在’ 351的方 法中，在脱盐后，将含浙青的原油原料或原油馏分直接加入热解炉。所述方法包括将含浙青 的原油或原油馏分加入对流区内的第一级预热器，其中在第一级预热器中将含浙青的原油 或原油馏分加热至至少375°C的出口温度，以生产加热后的气-液混合物。从第一级预热器 中抽出混合物，加入蒸汽，和将气_液混合物加入气/液分离器，之后在气/液分离器中使 气体和液体分离并脱除气体，和将脱除的气体加入设在对流区中的第二预热器。随后将预 热后的气体加入热解炉内的辐射区中并热解成烯烃和伴生的副产物。虽然这是对总过程的 改进，但仍然限制特别是由气化后的原料的较轻馏分获得更有价值产物的更高收率。这些 限制是由于在热解盘管和/或下游急冷交换器中为了防止重馏分热解时快速焦炭形成所 需的更加温和的热解条件限制了至烯烃的转化率。US 6，979，757公开了一种利用全部原油作为烯烃生产装置的热解炉原料的方法， 其中在辅以受控的空化条件下，使预热后的原料经历温和热裂化直至基本气化，使蒸气在 炉子的辐射区进行深度裂化。与’ 351专利类似，该方法是受限的，因为使全部蒸气物流经 历同一热解深度。US 4，264，432公开了通过在第一混合器中用蒸汽闪蒸、使蒸气过热和在第二混合器中闪蒸来自第一混合器的液体，从而在热裂化成烯烃之前气化重粗柴油的方法和系统。 该方法主要涉及使用于在重油高温裂化之前气化终馏点为约1005° F(541°C)的重粗柴油 所需的稀释蒸汽量最小化，和不涉及由具有不希望的焦炭前体和/或高沸点浙青馏分的不 可接受的原料产生可接受的热解原料。同样，该方法与上述’ 351和’ 432专利一样是受限 的，因为全部气化后的原料在同一热解深度下进行裂化。US 3，617，493公开了使原油原料蒸汽裂化的方法，该方法通过首先使原油原料流 动通过第一蒸汽裂化炉的对流区，随后在闪蒸罐分离器中分离出气化后的馏分(石脑油和 轻质组分馏分)和液体馏分进行。石脑油和轻质馏分随后在第一裂化炉中热解。将由闪蒸 罐分离器中分离出的液体抽出和加入第二蒸汽裂化炉的对流区，之后进入第二闪蒸罐分离 器中；随后在第二蒸汽裂化炉中热解来自该第二分离器的蒸气。使用两个单独的蒸汽裂化 炉允许原油原料的轻质馏分和较重的馏分在不同的裂化条件下进行裂化，以使收率最优。 但使用两个单独的裂化炉可能是非常昂贵的方法选择。此外，’493专利中要求保护的方法 不易改变以适应变化的原料组成。US 4，612，795公开了通过首先在高压和适度的温度下预热烃以优先脱除焦炭前 体，从而由重烃原料生产烯烃的方法和系统。随后在常规分馏塔中将预热后的烃分离成较 轻和较重的馏分。将较轻和较重的馏分加入具有两个分开的辐射室的热解炉。较轻馏分在 一个辐射室中裂化和较重的馏分在另一个辐射室中裂化，从而允许两种馏分分别在它们的 最优裂化条件下裂化。将来自分馏塔的重塔底产物用作燃料油。虽然US 3，617，493和US 4，612，795教导了在适合于所述馏分的热解条件下分别裂化宽沸程原料的馏分的好处，但 除了一个热解炉之外它们还需要附加设备和仅用于具有不希望的重原料组分例如浙青的 原料。另外已知具有两种单独原料的现有技术热解炉当前由热解炉设计商例如Shaw Industries 的 Stone and Webster 公司建造。在 Stone andWebster 公司的 John R. Brewer 白勺文$ “Large ethylene furnaces :changing the paradigm" ( ^ ePTQ 2000
2季出版物的第111-116页中公开)中给出了具有同时在最优裂化条件下裂化两种原料的 一个和两个辐射室的热解炉的细节。但在这样的设计中，同时加入炉子的两种原料已经分 开，即它们不是作为单一的宽沸程原料加入炉子。上文引用的现有技术没有教导如何仅利用具有一种原料的一个蒸汽裂化炉有效 地分离和热解宽沸程原料中的多种馏分，从而获得最高的烯烃可能收率。需要的改进方法 允许在一个炉子中，在所述馏分的最优条件下，通过分别裂化多种馏分，经济地处理具有宽 沸程的烃原料，从而以较高的收率生产低级烯烃。

发明内容
本发明涉及在具有对流区和至少两组独立控制的辐射区热解盘管的热解炉中，热 解宽沸程可气化烃原料或具有宽沸程的由多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃组成的 烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生 单独的气相和液相；b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第一原料馏分质量的裂化深度；c.加热和完全气化来自气/液分离器的液相，将如此产生的蒸气加入热解炉的第 二组辐射盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到 适合于该第二原料馏分质量的裂化深度；其中d.使与特定原料馏分有关的特定辐射热解盘管组相匹配，以达到具体的目标裂化 深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。在优选实施方案中，其中原料含有不可气化组分或大量高沸点成垢物和/或焦炭 前体，离开气/液分离器的液体仅部分气化和被导入第二气/液分离器中，其中作为液体脱 除不希望的原料组分和将来自第二分离器的蒸气加入第二组热解盘管。因此，在该优选实 施方案中，本发明涉及在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程烃 原料或具有宽沸程的由多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃组成且包含不希望的高 沸点或不可气化组分的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包 括a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生 单独的气相和液相；b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该 第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；c.将来自第一气/液分离器的液相加热至足以气化一部分烃的温度，将加热后的 两相混合物加入第二气/液分离器和使气相与液相分离；d.将来自第二气/液分离器的气相加入热解炉的第二组辐射热解盘管，其中使烃 裂化以生产烯烃；控制该第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量 的裂化深度；和e.从第二气/液分离器中脱除含有不希望和/或不可气化组分的液相和将它作为 液体产物进行处置，通常作为燃料油、气化器的原料或焦化器的原料。在另一个优选实施方案中，其中结合了在 770-950° F( 410-510°C )的范围 内操作的高温气/液分离器以脱除不希望的高沸点原料组分，控制高温气/液分离器中的 液体停留时间以热裂化液体和产生用于辐射盘管的在大气压力沸点小于 1000° F( 5380C )的附加原料组分。为了强化这些理想原料组分的气化，将为了满足供应有来自该高 温分离器的蒸气的辐射盘管组的稀释蒸汽比目标值所需的稀释蒸汽加入进入分离器的两 相烃混合物，从而提供提升气体，即用于降低分离器气相中烃的分压和从而导致液体更多 气化的气体。在另一个优选实施方案中，控制所述方法使得通过每组辐射盘管产生的C5+热解 产物中氢与碳的原子比基本相同。通常，对于控制热解深度优选使氢与碳的原子比略微高 于1.0，因为低于该值的比表明形成氢缺乏度高于苯(其氢-碳比为1.0)的化合物，即形成 不希望量的多环化合物。特别地，氢与碳的原子比通过美国专利7，238，847中描述的程序 和方法测定，所述公开内容经此引用并入本文。以实施例的方式描述本发明，利用一个或多个气/液(V/L)分离器，可以将 热解装置的原料混合物分离成它的适当馏分，例如乙烷/丙烷、C4-350。F(177°C )、 350-650° F(177-343°C)、650-1050° F(343_566°C)以在炉子辐射区中的单独管内进行热解，通常从原料中脱除如果存在的浙青馏分例如1050° F+(566°C+)和不进行热解。除了 1050° F+(566°C +)(浙青)馏分，可以将这些分离后的馏分的每一种和/或它们的组合直 接通过同一热解炉内的不同辐射盘管组进料(也称为“流过”)。这些馏分中的每一种流动 通过它自己的辐射盘管组，控制所述辐射盘管组以达到用于该原料馏分的适当裂化深度； 例如轻质馏分的辐射通道将具有较高的盘管出口温度和较长的停留时间，而650-1000° F 馏分将具有较短的停留时间和较低的盘管出口温度。这些辐射盘管组还将具有容量灵活 性；例如如果混合物含有更多的轻馏分组分，则可以有更多通道以将该轻馏分裂化至适当 的深度。在一系列V/L分离器中，最后一个分离器(分离浙青1050° F+(566°C+))可以选 择加入循环浙青(1050° F+(5660C +))或加入热解浙青，以维持V/L分离器壁的完全润湿。 V/L分离器可以是具有或不具有用于脱除蒸气中夹带的液体的除雾设备的旋风分离装置或 简单的闪蒸罐。V/L分离器类型的选择通过当原料含有不希望的组分时所需要的由具有最 高效率的分离器例如旋风分离器分离出的液体的焦化趋势确定，所述不希望的组分是热解 盘管的原料中不能容忍的组分，例如浙青。通常仅需要2或3个V/L分离器。在优选实施方案中，提供独立控制每组盘管加热的装置，例如控制靠近每组盘管 的燃烧器行列的燃料气流量或使每组盘管处于所述炉子的单独加热的辐射室中，如上述在 2000年第2季的ePTQ杂志中出现的文章的双室理念中所述。对于双室理念中的多组盘管， 也可以单独控制靠近每组盘管的燃烧器行列的燃料气。本发明的其它优点包括1)能够在一个裂化炉中，利用在炉子的预热对流区中加热以在一系列的加热罐管 组和气/液分离器中分离出多种原料馏分，从而处理全部脱盐后的原油和/或宽沸程原料 混合物。2)在优选实施方案中，对来自不同原料馏分热解产物使用单独和最优的急冷系 统，以使运行长度最大化和通过产生高压蒸汽而回收热量；即利用传统的转油线换热器 (TLE)急冷来自轻馏分的热解产物，和直接急冷(DQ)单独或与TLE组合急冷来自较重馏分 的热解产物。3)能够在不牺牲在各自最优深度下热解所述原料的好处的条件下，在输送和储存 系统中混合不同的原料。这简化了原料的输入和储存物流和提供许多好处使用相同的原 料罐用于不同的原料，运送原料库存以及共享管线和船只的成本降低，因为在其它情况下 当切换原料种类时可能需要进行清洁和冲洗。4)通过当在原料气化时分离和脱除轻蒸气馏分，降低了在炉子入口处的压力要 求。处理全部宽沸程原料通常遇到以下问题轻质馏分在对流区管中太早气化，产生限制到 达炉子的原料速率的液力反压，除非可以获得更多的泵送能力。因此，本发明克服了这些问题。


图1的示意图为用于一种完全可气化的宽沸程原料的本发明方法的一个优选实 施方案的工艺流程，其中利用一个气/液分离器和具有两组盘管的单室辐射区。图2的示意图为用于一种完全可气化的宽沸程原料的本发明方法的另一个优选实施方案的工艺流程，其中利用一个气/液分离器和双室辐射区，其中每个室具有一组或 多组盘管。图3的示意图为用于含有不希望的高沸点组分例如浙青的本发明方法的又一个 优选实施方案，其中利用两个气/液分离器和具有两组盘管的单室辐射区。
具体实施例方式本发明包括利用热解炉在宽沸程烃原料的单独馏分的最优条件下同时分离和热 解所述馏分的方法。所述原料可以包含一定范围的烃，包括不希望的焦炭前体和/或在对流区条件下 不能完全气化的高沸点浙青馏分。适合的原料的实例包括但不限于天然气液体(NGL)、天 然汽油和凝析油(包括不是气田中副产的那些)、长沸程和短沸程原油渣油、来自炼油过程 的重烃物流、减压粗柴油、重粗柴油和脱盐后的原油。其它实例包括但不限于脱浙青油、衍 生自焦油砂、油页岩和煤的油、和合成烃例如SMDS(Shell中间馏分油合成)重质尾馏分、 GTL(气-液)重质尾馏分、重链烷烃合成产物、费-托产物和加氢裂化油。热解炉可以是用于热解烃原料以生产烯烃的任何通常使用的设计，包括如图1中 所示的单辐射室设计和如图2中所示的双辐射室设计。辐射区设计的唯一要求是对每个热 解盘管或每组盘管存在流量控制，或在使用直管替代盘管的情况下，应对辐射区中的管组 进行流量控制。对流区设计还可以是通常提供用于液体原料加热、气化和气化后原料过热的那些 中的任一种，然而优选具有单程设计例如图1、2和3中所示以加热和气化原料，因为这使需 要的气/液分离器数目最小化，和当在对流区管路中加热和气化原料时通常导致原料的高 线性速度。管路中1-2米/秒和更优选2米/秒或更高的高线性速度对于向管壁上施加剪 切力以帮助阻止壁上的沉积物形成是特别重要的。因此当原料含有成垢物或焦炭前体时， 这样的速度是最有用的。也可以使用多次原料通过的对流区设计。但当原料部分气化时对流区中每次原料 通过将需要它自己的气/液分离器。例如，不常见的是热解炉具有6个对流通道，加入了 6 套辐射盘管组件，这样的设计当仅产生轻馏分和重馏分时将需要6个气/液分离器使原料 分流。对炉子的辐射区的热解盘管组(其中原料馏分被单独热解)进行加热可以在一个 或多个辐射室即炉子结构中含有的燃烧室中完成。通常利用一个或两个室。如果使用一个 室，则优选独立控制对每组盘管的加热，例如通过独立控制最靠近每组盘管的燃烧器行列 的燃料气流量进行。如果使用两个室，则每个室将具有独立的燃料气控制，使得这样的设计 可以比单室设计优选，因为如果将宽沸程原料分成轻馏分和重馏分，则至少一个室和可能 两个室将具有单一的原料组成。为了确保所有的盘管具有从中通过的足够流量从而阻止快速焦炭形成和短的炉 子运行长度，炉子的辐射区中盘管组的流量分布是特别重要的。这通过由如图1、2和3中 所示的共用原料总管向所有的辐射盘管进料而完成，在共用原料总管中将原料分成轻馏分 和重馏分以进行热解。当仅产生两种馏分时，每种馏分进入原料总管的相对端，和在轻馏分 盘管组中以及在重馏分盘管组中使用的炉子的盘管数目将主要根据气/液分离器的温度、分离器中蒸汽与烃的比、炉子的总进料流量以及用于热解轻原料馏分和重原料馏分的每个 盘管的最优流量而变化。当通过使用两个或更多个气/液分离器在对流区中产生两种以上 馏分时，将用于两种馏分的同一基础原料总管排列与根据由产生的中间馏分获得的预期蒸 气量而在中间位置提供的附加连接件一起使用，使得在总管中将发生馏分的最小混合。对 于仅有两种原料馏分在每一端进入的原料总管，将仅存在一个盘管或盘管组件具有混合原 料；对于具有加入其中的三种馏分、及适当布置的中间馏分的进料管线至总管的连接件的 原料总管，将仅存在两个盘管或盘管组件具有混合原料。为了对于总管中一种以上原料组 成提供能够使原料馏分的混合最小化的更灵活设计，至总管的交替连接件对于中间馏分是 希望的。流量控制的实施例以下实施例给出了如何将典型炉子中的平行辐射区盘管或通道分成两组辐射通 道，和如何控制轻原料馏分和重原料馏分的进料流量以达到它们的最优裂化深度。为简化 实施例，对于轻馏分和重馏分假定相同的稀释蒸汽与原料比。总进料流量为85，0001b/hr的炉子具有20条平行辐射通道。原料混合物1含 有14. 08%的轻馏分，根据热解轻原料馏分和重原料馏分的计算机模拟，为了在其最优深度 下裂化该轻馏分，它的进料流量需要降低，使得轻原料馏分与重原料馏分的重量流量比为 0. 948磅轻原料馏分/小时1磅重原料馏分/小时。上述条件定义了描述对流区中流量 分布的4个独特的关系式或方程式，由此计算用于辐射室盘管的最优流量控制所需的4个 未知量(1)用于热解轻馏分所需的盘管数，(2)用于热解重馏分所需的盘管数，(3)重馏分 所需的每个盘管的进料流量，和(4)用于热解重馏分所需的每个盘管的进料流量。下表给出了具有变化量的轻原料馏分、不同的所需目标进料流量比的3种原料混 合物，以及对于轻馏分和重馏分所需的相应辐射通道数。对于下表中给出的两种原料馏分 的情况，通过由原料总管的相对端加入这两种馏分和通过控制轻原料通道中的流量为表中 的实际进料流量(例如对于原料混合物1有3个通道，每个通道在39891b/hr下)，则当均 勻分布时其它通道中的流动将在它们各自正确的进料流量下。为使原料总管中轻馏分和重 馏分的混合最小化，将通道的轻/重进料流量比由表中给出的“目标”比略微调节至“实际” 比，使得全部数目的通道均用于轻馏分和重馏分。例如，对于原料混合物1，目标轻/重进料 流量比为0. 948，计算得到所需的轻馏分通道数目为2. 82，但为了使轻馏分和重馏分的混 合最小化，选择最接近的原料通道整数，在这种情况下，3个通道用于轻馏分和因此通道的 实际轻/重进料流量比调节为0. 929。
权利要求
一种在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程可气化烃原料或具有宽沸程的包含多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生包含单独的气相和液相的馏分；b.将气相馏分加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第一原料馏分质量的裂化深度；c.加热和完全气化来自气/液分离器的液相馏分，将如此产生的气相加入热解炉的第二组辐射盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第二原料馏分质量的裂化深度；和其中d.使与特定原料馏分有关的特定辐射热解盘管组相匹配，以达到具体的目标裂化深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。
2.权利要求1的方法，其中烃原料选自以下完全可气化原料(i)天然气液体(NGL)， (ii)凝析油，(iii)粗柴油、石脑油和/或汽油的混合物，(iv)合成烃，和(v)减压粗柴油 与石脑油的混合物，其中加入石脑油用于防止原料中含有的链烷烃蜡在未加热储存和运输 设施中固化。
3.权利要求3的方法，其中烃原料包含减压粗柴油与石脑油的混合物，其中加入石脑 油用于防止原料中含有的链烷烃蜡在未加热储存和运输设施中固化。
4.权利要求1的方法，其中所述原料是完全可气化的宽沸程原料，和其中两个气/液分 离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于三组辐射热解盘管的三种单独的蒸气原料。
5.权利要求1的方法，其中所述原料是完全可气化的宽沸程原料，和其中三个气/液分 离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于四组辐射热解盘管的四种单独的蒸气原料。
6.一种在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程烃原料或具有 宽沸程的包含多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃并包含不希望的高沸点和/或不可 气化组分的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生包含 单独的气相和液相的馏分；b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第一 组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；c.将来自第一气/液分离器的液相加热至足以气化一部分烃的温度，将加热后的两相 混合物加入第二气/液分离器和使气相馏分与液相馏分分离；d.将来自第二气/液分离器的气相加入烯烃热解炉的第二组辐射热解盘管，其中使烃 裂化以生产烯烃；控制该第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量 的裂化深度；和e.从第二气/液分离器中脱除含有不希望和/或不可气化组分的液相馏分。
7.权利要求6的方法，其中使来自步骤e的液相经历热裂化，以产生沸点低于 1000° F(538°C)的附加烃组分，所述附加烃组分随后被气化和包含在进入第二组辐射热 解盘管的原料中，和将来自热裂化的剩余液体部分脱除并用作燃料油、气化器的原料或焦 化器的原料。
8.权利要求6的方法，其中三个气/液分离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于三 组辐射热解盘管的三种单独的蒸气原料。
9.权利要求1或6的方法，其中气/液分离器选自闪蒸容器、立式罐、水平罐、分馏塔、 离心分离器和旋风分离器。
10.权利要求1或6的方法，其中利用来自每组辐射盘管的热解产物的C5+部分的氢与 碳的原子比来控制所述盘管中的裂化深度。
11.权利要求10的方法，其中所述氢与碳的原子比通过分析热解产物的C5+部分的紫 外线吸光度和通过将所得吸光度值与来自每组辐射热解盘管的热解产物的C5+部分的氢 与碳的原子比关联而确定。
12.权利要求6的方法，其中所述原料选自(i)短沸程渣油，(ii)长沸程渣油，(iii) 脱盐后的原油，(iv)衍生自煤、页岩油和焦油砂的油，(v)来自合成烃方法的重组分产物， 所述合成烃方法选自SMDS、气至液、重链烷烃合成和费-托，和(vi)来自加氢裂化油的重质 尾馏分，优选短沸程渣油或减压塔底渣油。
13.权利要求1或6的方法，其中所述热解炉具有两个辐射室。
全文摘要
一种用于由宽沸程烃原料生产低级烯烃的方法，所述方法通过以下进行使用一个或多个气/液分离装置(40)的组合，和随后在单独的热解辐射管组(61)中热裂化气相，从而生产较高浓度的低级烯烃产物。使与特定原料馏分相关的特定辐射热解盘管组(611)相匹配，以达到具体的目标裂化深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。
文档编号C07C11/02GK101998984SQ200880107534
公开日2011年3月30日 申请日期2008年8月22日 优先权日2007年8月23日
发明者A·J·鲍姆加特纳, D·Y·K·甘, R·L·布兰克伯恩 申请人:国际壳牌研究有限公司