用于对分离罐中的原油渣油进行气液分离并使罐底部沉积物再循环的方法和装置的制作方法

专利名称：用于对分离罐中的原油渣油进行气液分离并使罐底部沉积物再循环的方法和装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种通过使从渣油分离罐提炼的渣油再循环来在蒸汽裂化炉中裂化烃原料的工艺。
背景技术：
蒸汽裂化——也称为热解——已长期用来将各种烃原料裂化成烯烃，优选为轻质烯烃，例如乙烯、丙烯和丁烯。传统的蒸汽裂化利用热解炉，该热解炉具有两个主要的区段 对流加热区和辐射(或者“热解”)区。典型地，烃原料以液体形态(除轻质原料外，轻质原料以蒸气形态进入)进入炉的对流加热区，其中，通过使烃原料与来自辐射区的热烟气间接接触和与蒸汽直接接触，烃原料被加热和气化。然后，将气化的原料和蒸汽混合物引入辐射区，在辐射区进行裂化。包含烯烃的生成产物离开热解炉以便进一步下游处理，包括淬冷。对裂化包含大成分的挥发性烃(例如轻柴油和石脑油)的高质量原料，传统的蒸汽裂化系统已然有效。但是，蒸汽裂化经济学有时偏爱于裂化低成本的、含有渣油的原料， 经非限制性实例，所述渣油例如为常压渣油(即，常压管式炉底部沉积物)和原油。原油和常压渣油经常包含高分子量、非挥发性的组分，其沸点例如诸如超过590°C (IlOO0F)0然而，术语“渣油”通常包括在蒸馏或者分离过程中最重质的流或者成分，即，来自气液分离器或者蒸馏塔的沉积物流，其具体性质将取决于罐内的分离温度，因此不仅仅局限于一个特定的蒸馏(cut-off)温度。随着时间的推移，含有渣油的原料的非挥发性组分的部分在传统热解炉的对流区中以焦炭的形态留下来。在已将较轻质组分完全气化的地点下游处的对流加热区中仅能承受非常少量的非挥发性组分。另外，裂化较重质的原料——例如煤油和轻柴油——会产生较大量的焦油，这会导致在炉辐射区中的快速结焦，和在传输线交换器内的结垢(尤其在较轻质的液体的裂化操作中)。为了解决结焦问题，美国专利第3，617，493号(通过引用引入在此引入)披露了针对原油原料使用外部气化罐，还披露了使用第一闪蒸(flash)以将石脑油以蒸气形态除去和使用第二闪蒸以在230°C至590°C (450下至1100T )之间的沸点将蒸气除去。蒸气在热解炉中裂化成烯烃，而来自两个闪蒸槽的分离的液体被除去、利用蒸汽汽提并用作燃料。美国专利第3，718，709号(通过引用在此引入)披露了一种使焦炭沉积最小化的工艺。该工艺描述了在热解炉的内部或者外部预热重质原料以便用过热蒸汽将约50 %的重质原料气化，和除去残留的、分离的液体。将主要含有轻质挥发性烃的气化烃裂化。
在用闪蒸罐使包含渣油的重质液态烃成分与较轻质成分分离的过程中(所述较轻质成分可以在热解炉中进行处理)，重要的是实现分离，使几乎所有的非挥发性组分将处于液相。不然的话，蒸气中那些形成焦炭的、重质的非挥发性组分会被带入炉内，导致结焦问题。增加在闪蒸罐中的馏分(cut)或者烃的气化成分同样是非常期望实现的，原因是含有渣油的液态烃成分通常价值较低，经常小于重质燃料油。气化一些较重质成分会产 生更多的有价值的蒸汽裂化炉原料。这能够通过增加闪蒸罐(有时也称为渣油分离罐)的温度以使气化的馏分增加来实现。然而，生成的气化的较重质成分趋于在顶部蒸气相中部分地冷凝，导致闪蒸/分离罐顶部出口下游的线路和容器积垢。已有各种专利尝试去解决传统蒸汽裂化过程中出现的一个或者多个上述缺陷、问题或者限制。例如，美国专利第7，138，047号(通过引用在此引入)描述了一种有利地受控的工艺来优化含在重质烃原料中的挥发性烃的裂化和减少并且避免结焦问题。该专利提供了一种方法，通过维持进入闪蒸时流的相对恒定温度，维持离开闪蒸时蒸气与液体的相对恒定比率。具体而言，通过在闪蒸之前自动地调节与重质烃原料混合的蒸汽和流体流的量来维持闪蒸流的恒定温度。所述流体可以是水。美国专利第7，220，887号(通过引用在此引入)描述了一种裂化含有渣油的烃原料的工艺，其包括加热原料；将加热的原料与流体和/或初级稀释蒸汽流混合形成混合物；对混合物进行闪蒸以形成气相和作为底部沉积物收集的液相并除去液相；分离并裂化气相；并且冷却产品流出物，其中，在一定条件下维持底部沉积物以进行至少部分的减粘裂化。可以对减粘裂化后的底部沉积物进行汽提以便回收减粘裂化后的分子，同时避免带走底部沉积物液体。该美国专利还提供了一种用于执行上述工艺的装置。美国专利第7，247，765号(通过引用在此引入)描述了一种裂化含有渣油的烃原料的工艺，其包括加热原料；将加热的原料与流体和/或初级稀释蒸汽流混合以形成混合物；可选地进一步加热混合物；在闪蒸/分离罐内闪蒸混合物以形成气相和液相；通过与罐内的冷凝器接触来部分地冷凝气相，从而冷凝蒸气中至少一些焦炭前体并同时提供添加至液相的冷凝物；将具有减少的焦炭前体含量的气相作为顶部物并且将液相作为底部沉积物除去；加热气相；在热解炉的辐射区中裂化气相以产生包括烯烃的流出物；对流出物淬冷并从其回收裂化的产品。该美国专利还提供了一种用于执行上述工艺的装置。美国专利第7，419，584号(通过引用在此引入)描述了一种裂化含有渣油的烃原料的工艺，其包括加热原料；将加热的原料与流体和/或初级稀释蒸汽流混合以形成混合物；可选地进一步加热混合物；在闪蒸/分离罐内闪蒸混合物以形成气相和液相；通过与罐内的冷凝器接触来部分地冷凝气相，从而冷凝蒸气内至少一些焦炭前体并同时提供添加至液相的冷凝物；将具有减少的焦炭前体含量的气相作为顶部物并且将液相作为底部沉积物除去；加热气相；在热解炉的辐射区中裂化气相以产生包括烯烃的流出物；对流出物淬冷并从其回收裂化的产品。该美国专利还提供了一种用于执行上述工艺的装置。美国专利第7，193，123号(通过引用在此引入)披露了一种裂化含有渣油的烃原料的工艺，其包括加热原料；将加热的原料与流体和/或初级稀释蒸汽流混合以形成混合物；闪蒸混合物以形成气相和作为底部沉积物收集的液相并且除去液相；分离并裂化气相；和冷却产品流出物。该工艺包括以下条件中的至少两个(1)在一定条件下维持底部沉积物以进行至少部分的减粘裂化；(2)在闪蒸过程中通过加入加热的气态稀释物以稀释蒸气并使其过热，降低或者消除部分蒸气冷凝；(3)通过与冷凝器接触而在所述闪蒸 /分离罐内部分地冷凝蒸气；(4)用空气和蒸汽对闪蒸/分离罐的内部表面和相联的管路进行除焦；(5)采用具有环形的、倒“L”形挡板的闪蒸/分离罐；和(6)通过利用减温器 (desuperheater)和/或节能器(economizer)调节用于加热的炉管束中的温度。该美国专利还提供了一种用于执行上述工艺的装置。然而，期望的是提供一种工艺，用来加强对分离罐中处于液相的材料转化成适于作为用于气相的非积垢组分的材料，从而提高裂化操作的总效率。

发明内容
在第一实施例中，本申请涉及一种用于在蒸汽裂化炉系统中裂化烃原料的工艺， 其包括从与炉的对流加热区流体连通的渣油分离罐提取出富含渣油的流；和使富含渣油的流再循环通过对流加热区。所述工艺还可以包括通过将富含渣油的流与用于炉的烃原料结合形成混合物流来使富含渣油的流再循环。所述工艺还可以包括通过将富含渣油的流与流出对流加热区的预热的烃原料结合形成混合物流来使富含渣油的流再循环。所述工艺还可以包括在将富含渣油的流与预热的烃原料流结合之前，在对流加热区中与烃原料分离地预热富含渣油的流。所述工艺还可以包括在炉的外部用稀释流体和/或稀释蒸汽喷洒混合物流，并且将喷洒后的混合物流返回到对流加热区。所述工艺还可以包括将渣油减粘裂化以形成烃蒸气。所述工艺还可以包括从渣油分离罐提取烃蒸气，并将其裂化。所述工艺还可以包括以相对于水平方向向上的角度使富含渣油的流流出对流区并流入渣油分离罐。有利地，由于所述减粘裂化，所述工艺使烃蒸气水平相对于没有再循环步骤的类似工艺提高至少约8%。所述工艺还可以包括在将预热后的烃原料流和所述富含渣油的流结合之前，用稀释蒸汽和/或稀释流体分离地喷洒所述预热后的烃原料流和所述富含渣油的流。在另一实施例中，本发明涉及一种用于使渣油再循环的装置，其包括蒸汽裂化炉，该蒸汽裂化炉在所述炉的对流加热区内设有第一管束，该第一管束具有上部区和下部区；渣油分离罐，该渣油分离罐设置在炉的外部，位于所述第一管束的出口的下游并与所述第一管束的所述出口流体连通；和渣油再循环管，该渣油再循环管与所述渣油分离罐流体连通，并且连接在所述渣油分离罐的上游，使得来自所述渣油分离罐的所述再循环的渣油与烃原料结合。根据本发明的一个方面，所述渣油再循环管与烃原料进口管连接以便将所述再循环的渣油与所述烃原料结合。备选地，所述渣油再循环管与所述第一管束的下部区的出口连接，以便所述将再循环的渣油与预热后的烃原料结合 本发明的装置还包括在所述对流加热区内的第二管束，该第二管束具有上部区和下部区，其中，所述渣油再循环管与所述第二管束的入口连接，而所述第二管束的上部区的排出口位于所述渣油分离罐的上游并与所述第一管束的上部区的出口连接。另外，所述装置能够具有至少一个喷洒器组件，所述至少一个喷洒器组件布置在所述炉的外部，并且连接在所述第一管束和所述第二管束中每一个的所述上部区和下部区之间。在一个有利的实施例中，利用以相对于水平方向每行进50英尺(15米)升高至少约1英尺(0.3米)的方式设置的管路将管束的出口与渣油分离罐连接。在另一个实施例中，本发明涉及一种用来裂化烃原料的系统，其包括蒸汽裂化炉，该蒸汽裂化炉设有烃原料入口管、上部对流加热区和下部对流加热区、以及辐射区，其中，所述上部对流加热区包括至少第一管束，该第一管束具有上部区和下部区，所述上部区与所述入口管流体连通；渣油分离罐，该渣油分离罐设置在炉的外部，并与所述管束的出口流体连通；和渣油再循环管，该渣油再循环管与所述渣油分离罐的底部流体连通，并且连接在所述渣油分离罐的上游。在所述系统的一个方面，渣油再循环管与烃原料入口管连接。备选地，渣油再循环管与第一管束的上部区的出口连接。所述系统的炉进一步包括在所述上部对流加热区内的第二管束，该第二管束具有上部区和下部区，其中，所述渣油再循环管与所述第二管束的上部区的入口连接，而所述第二管束的下部区的排出口位于所述渣油分离罐的上游并与所述第一管束的下部区的出口连接。在另一实施例中，所述系统可以具有至少一个喷洒器组件，其位于炉的外部，并且连接在第一管束和第二管束中每一个的上部区和下部区之间。有利地，利用以相对于水平方向每行进50英尺(15米)升高至少约1英尺(0.3 米)的方式设置的管路将第一管束的出口与渣油分离罐连接。便利地，所述系统还包括蒸气流管，该蒸汽流管从渣油分离罐出来，并与在下部对流加热区内的第三管束连接。


图1示出了设有热解炉的根据本发明的工艺和装置的示意性流程图。
具体实施例方式下文涉及本发明的优选实施例，但是，只要没有偏离本发明，备选的实施例也是可行的。现描述一种裂化蒸汽裂化炉和渣油分离罐中的烃原料的工艺，所述蒸汽裂化炉具有对流加热区，渣油分离罐例如在对流加热区的至少一部分的下游，例如但是非限制性地在上部对流区的下游且在下部对流区的上游与炉对流区流体连通，所述工艺包括从渣油分离罐(经常被认为是气/液分离器)提取富含渣油的流；和使提取的富含渣油的流的至少一成分再循环通过炉的对流加热区的至少一部分。在将低价值、重质烃液体渣油转换成高价值、较轻质的烃蒸气以便热解和转换成期望的烯烃方面，所述工艺有显著提高。通过使分离罐的底部沉积物(即富含渣油的流)的一部分再循环回蒸汽裂化炉的对流加热区，低价值的渣油被进一步减粘裂化成较短的烃链并形成较高价值的烃，这些烃能够用稀释水/蒸汽更加容易地气化从而产生通向炉的热解区的更多的净原料。
在之前披露的蒸汽裂化工艺中，例如像美国专利第3，617，493号、第7，097，758 号、第7，138，047号、第7，193，123号和第7，220，887号示出的那些(这些专利的全部内容通过引用在此引入)，描述了装有用于除去渣油的分离罐的蒸汽裂化炉的各个特征。典型地，含有渣油的原料以约93°C (200 T )的温度在对流加热区的 顶部进入炉，并且被预加热到约149°C (300 T )至约260°C (500 T )之间。在那时，通过双喷洒器组件将稀释水/蒸汽与预热的原料混合，并且将混合物进一步预热至约454°C到约466°C (850 870 0F )， 这将水和大概75%或更多的原料气化。蒸气/重质烃液体从上部对流加热区流出进入分离罐，富含渣油的液体掉落在罐的底部。蒸气/气化的烃从罐的顶部出来进入下部对流加热区，然后到达辐射/热解区，在此蒸气裂化产生高价值的乙烯和二烯。分离罐的底部沉积物被冷却并作为低价值的燃料送至提炼厂。如果更多的底部沉积物渣油被气化，那么蒸汽裂化操作将会更加盈利。在过去，已知通过增加罐内蒸汽量或者降低罐压力使分离罐内的烃分压降低来提高渣油的气化。然而，已证明这些选择会导致控制阀操作问题或者会降低设备的容量。似乎最简单的解决方案是增加分离罐的温度；然而，提升温度会加速气相的裂化反应，转而增加在罐顶部管路中的积垢。本发明的发明者已经发现，使分离罐底部沉积物(S卩，富含渣油的流)再循环回到炉的对流加热区中会相对廉价地增强工艺，使在分离罐中气化的净原料增加。将罐底部沉积物冷却至约288°C (550下)，使其通过与进入的烃原料结合而再循环。可以例如通过将富含渣油的流供送入烃入口管或者在进入的原料被预热之后(例如刚好在加入稀释水和/ 或蒸汽之前)在对流加热区的上游进行上述结合。有利地，水/蒸汽的加入和分离罐的减粘裂化反应产生额外的轻质物。在一个实施例中，使来自分离罐的富含渣油的底部沉积物流再循环进入烃原料入口管以形成烃原料/渣油混合物流。在一个备选的实施例中，例如在上部对流加热区的上部管束的下游并且在设置在炉的上部对流加热区内的上下管束之间的喷洒器的上游，使来自分离罐的富含渣油的底部沉积物流再循环进入从上部对流加热区的上部管束出来的预热后的烃原料。对渣油底部沉积物的这种再循环使得渣油被减粘裂化以形成额外的烃蒸气，该蒸气被送至闪蒸分离器/渣油分离罐并最终回到炉的下部对流加热区内以便在进入炉的辐射区之前进行额外加热。本发明的发明者已发现，将离开对流加热区的烃原料/渣油混合物流以向上的角度传送入分离罐，例如通过相对于水平方向每行进50英尺升高至少约1英尺(每行进15 米升高0. 3米)甚至每行进50英尺升高约3英尺(每行进15米升高1米)的管，将会增强减粘裂化反应，并且产生额外的用于气化和热解的轻质烃。在另一个实施例中，上部对流加热区具有设置在其中的多个平行的上部管束和下部管束。第一上、下部管束用于加热进入的烃原料，而相对于第一上、下部管束而言控制在更高温度下的第二上、下部管束用于加热再循环的富含渣油的流并使其减粘裂化。可以使来自分离罐的富含渣油的底部沉积物流传送经过第二上部管束或者经过第二上、下部管束两者，在渣油分离罐的上游结合进预热的烃原料流中。有利地，在上部管束和下部管束之间可以放置一个或更多个与上、下部管束流体连通的喷洒器，优选为双喷洒器组件，用于将稀释液和/或稀释蒸汽与预热的烃原料和再循环的富含渣油的流中的任一个或者两者混合。
在应用本发明的过程中，在热烃原料与富含渣油的底部沉积物流结合之前，可以在热解炉的第一对流加热区的管束中通过间接接触烟气来加热烃原料。优选地，在热烃原料与富含渣油的底部沉积物流混合之前，烃原料具有从约150°C到约260°C (300 °F到 500 0F )的温度。然后，可以在对烃原料/富含渣油的混合物流进行闪蒸之前，在热解炉的第一对流加热区中通过间接接触烟气对烃原料/富含渣油的混合物流加热。第一对流加热区设置成在该区的路径之间通过喷洒器加入稀释液(优选为水)和可选的初级稀释蒸汽，从而能够在烃原料和富含渣油的流与液体/蒸汽混合之前加热烃原料和富含渣油的流，并且在对烃原料/富含渣油的混合物流进行闪蒸之前进一步加热烃原料/富含渣油的混合物流。进入第一对流加热区管束的烟气的温度通常低于约815°C (1500下)，例如低于约 7000C (1300 0F )，比如低于约 620°C (1150 0F )，优选地低于约 540°C (1000 0F )。可以在工艺的任何阶段加入稀释蒸汽，例如，稀释蒸汽可以在加热前或加热后加入烃原料中，加入烃原料/富含渣油的混合物流中，和/或加入气相中。任何稀释蒸汽流可以包括酸性蒸汽或者工艺用蒸汽。可以在位于炉对流加热区内任何地方的对流加热区管束中加热或者过热任何稀释蒸汽流。在闪蒸之前，烃原料/富含渣油的混合物流可以为约315°C至约540°C (600 °卩到 1000 0F )，而闪蒸压力可以为约275kPa至约1375kPa(40到200psia)。随着闪蒸的进行， 50 %到98 %的烃原料/富含渣油的混合物流会处于气相。可以在气相进入炉的辐射区之前将其加热至高于闪蒸温度，例如从约450°C至约705°C (800 °F至1300 °F )的温度。可以在对流加热区管束中进行加热，优选地，在最靠近炉的辐射区的管束中进行加热。除非特别说明，所有的百分比、部分、比率等，都以重量计。除非特别说明，说到组合物或者组分时，此时该组合物或者组分包括其本身，以及与其它组合物或者组分的结合， 例如组合物的混合物。另外，当以列出上优选值和下优选值的方式给出一量、浓度或者其它值或者参数时，应知道是在披露从任何一对上优选值和下优选值形成的所有范围，而不管范围是否被分离地披露。如在本文中使用地，非挥发性组分或者渣油是烃原料的成分，其具有根据ASTM D-6352-98或者D-2887测量的高于约590°C (IlOO0F )的正常沸点。本发明对具有高于约760°C (1400 T )的正常沸点的非挥发性组分很管用。用气体色谱蒸馏(GOT)通过ASTM D-6352-98或者D-2887来测量烃原料的沸点分布，并通过外推法延伸用于在 7000C (1292 T )以上沸腾的材料。易挥发物可以包括焦炭前体，其为大的、可冷凝的分子， 该分子在气相中冷凝，然后，在本发明工艺中遇到的操作条件下形成焦炭。烃原料可以包括大部分(例如约2%到约50% )的非挥发性组分。经由非限制性实例，这种原料可以包括蒸汽裂化后的轻柴油和渣油、轻柴油、取暖油、喷气机燃料、柴油、 煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重组油、残余重组油、费托液体、天然汽油、馏分油、直馏石脑油、常压管式炉底部沉积物、包括底部沉积物的真空管式炉流、宽沸腾范围石脑油到轻柴油冷凝物、来自提炼厂的重质非直馏烃流、真空轻柴油、重质轻柴油、常压渣油、重质渣油、烃气/渣油混合物、烃/渣油混合物、碳四馏分/渣油混合物、石脑油/渣油混合物、轻柴油/渣油混合物和原油。烃原料的常规终沸点可以为至少约315°C (600 °F )，通常高于约510°C (950 °F )， 典型地高于约590°C (1100 0F )，例如高于约760°C (1400 0F )。经济型优选原料通常为 低硫含蜡渣油、常压渣油、各种渣油混合物和原油。在描述图1的工艺和装置过程中，本领域技术人员应懂得，指示的管和装置即使不是所有也是大多数为多个平行的管和装置。例如，烃供应入口管40实际上是一系列平行的管，其向上部对流区内的一系列平行的上部管束供料，所述一系列平行的上部管束可以构造成向一系列平行的喷洒器供料，等等。可以用任何本领域技术人员已知的形式对烃原料/富含渣油的混合物流进行预热。然而，如图1所示，优选的是，加热过程包括用来自炉辐射区的热烟气间接接触在炉1 的上部(其最远离辐射区)对流加热区的第一上部管束2中的烃原料，此烃原料可以是单独的或者与富含渣油的底部沉积物流31混合。经由非限制性实例，可以通过使烃原料经过位于在炉1的上部对流加热区3内的第一束热交换管2来实现上述加热。预热的烃原料典型地具有在约150°C和约260°C (300 600 0F )之间的温度，比如在约160°C至约 2300C (325 °卩至450 0F )之间，例如在约170°C至约220°C (340 °卩至425 0F )之间。预热的烃原料(此烃原料可以是单独的或者与富含渣油的流混合)与初级稀释蒸汽混合，并且可选地与稀释流体10混合，稀释流体可以为烃(优选为液态但是可选为气态)、水、蒸汽或者其混合物。优选的流体是水。流体的来源可以是低压锅炉供水。流体的温度可以低于、等于或者高于加热后的原料的温度。可以在热解炉1的内部或者外部将预热后的烃原料与流体10混合，然而优选地， 在炉的外部进行混合。可以用任何现有技术已知的混合装置实现上述混合。例如，能够使用双喷洒器组件9a的第一喷洒器4来混合。第一喷洒器4能够避免或者减少因流体10在其被弓I入加热的烃原料中时突然气化而导致的冲击。在工艺的各个部分，本发明典型地使用蒸汽流。初级稀释蒸汽流17可以与预热后的烃原料混合，该烃原料可以如下文所述是单独的或者与富含渣油的流31混合。在另一个实施例中，可以在附图标记19所示处进行闪蒸之前，在对流加热区中加热次级稀释蒸汽流 18并将其与加热后的混合物流12混合。次级稀释蒸汽的来源可以是可选地在热解炉的对流加热区中已过热的初级稀释蒸汽。如果在下部对流区中发生结焦，则通到过热器16的烟气温度会升高，要求经过阀25的更多减热器水26。初级稀释蒸汽流或次级稀释蒸汽流中的任一个或者两者可以包括酸性蒸汽或者工艺用蒸汽。将酸性或者工艺用稀释蒸汽过热能使源自于酸性或者工艺用蒸汽冷凝的腐蚀的风险最小化。在本发明的一个实施例中，除流体10与预热的烃原料混合外，初级稀释蒸汽17也和预热的烃原料混合，此烃原料可以是单独的或者与富含渣油的再循环流混合。可以优选地将初级稀释蒸汽流注入第二喷洒器8。优选的是，将初级稀释蒸汽流注入烃流体混合物中，这在生成的流混合物可选地在附图标记11处进入对流加热区以便在下部管束6内用烟气进行额外加热之前进行。初级稀释蒸汽可以具有高于、低于或者大约等于烃原料流体混合物的温度，但是优选地，所述温度高于混合物的温度，并且用来部分地气化原料/流体混合物。可以在将初级稀释蒸汽注入第二喷洒器8之前使初级稀释蒸汽过热。可选地，离开第二喷洒器8的、包括加热的烃原料、富含渣油的流、流体10和初级稀释蒸汽流的混合物流在闪蒸之前在热解炉3的对流加热区中进行再次加热。经由非限制性实例，该加热操作可以通过以下方式实现，即，将混合物流传送经过位于炉对流加热区中的下部管束换热管6 (其经常作为第一对流加热区管束的一部分)，使其被来自炉的辐射区的 热烟气加热。被这样加热的混合物流作为混合物流12离开对流加热区以便可选地与额外的蒸汽流19进一步混合。可选地，可以将次级稀释蒸汽流18进一步分流成闪蒸蒸汽流19和旁路蒸汽流21， 闪蒸蒸汽流在闪蒸之前与烃混合物12混合，而旁路蒸汽流绕开烃混合物的闪蒸，与来自闪蒸的气相13在将气相在炉的辐射区中裂化之前混合。本发明可以在所有的次级稀释蒸汽 18被用作闪蒸蒸汽19而没有旁路蒸汽21的情况下操作。备选地，可以在次级稀释蒸汽18 是旁路蒸汽21而没有闪蒸蒸汽19的情况下操作本发明。在根据本发明的一个优选实施例中，闪蒸蒸汽流19对旁路蒸汽流21的比率应该优选地为1 20至20 1，并且最优选地为20 1至10 1。在本实施例中，闪蒸蒸汽19与烃/富含渣油的混合物流12混合以形成闪蒸流，其典型地通过大管20在闪蒸分离器/分离罐5前方引入。优选地，在将次级稀释蒸汽流分流并且和烃混合物混合之前，在炉对流区中的过热器区16中过热次级稀释蒸汽流。在烃混合物流12中加入闪蒸蒸汽流19有助于在闪蒸流通过大管20进入闪蒸/分离器罐5之前使混合物的绝大部分挥发性组分气化。在一个有利的实施例中，通过大管20以向上的角度θ引导闪蒸流，通过相对于水平方向每行进50英寸升高至少约1英寸(每行进15米升高0. 3米)甚至每行进50英寸升高至少约3英寸(每行进15米升高1米)来定义所述角度。这种通到闪蒸分离器/分离罐5的稍微的上流(upflow)显著地改善了流体流动面积、停留时间和减粘裂化反应，并因此提高了再循环渣油的气化的成分。例如，如果大管20不是平的(水平的)，而是具有1 英尺/50英尺(0.3米/15米)的提升度，则减粘裂化反应相对于平的管足足提高了 18%。 当管20具有3英尺/50英尺(1米/15米)的提升度时，减粘裂化反应相对于平的管足足提高了 50%。然后，将管20中的闪蒸流或者混合物流12直接地或者通过切向入口(为了产生漩涡)引入到闪蒸分离器/渣油分离罐5来闪蒸，以便分离成两相气相和液相，其中气相主要包括由蒸汽和挥发性烃组成，液相主要包括非挥发性烃，包括渣油。优选地，将气相作为顶部蒸汽流13从分离器/渣油分离罐除去。优选地，将气相供送回被优选地放置成最靠近炉辐射区的炉下部对流加热区管束23，用于进行额外的加热并且通过交叉的管24通到热解炉的辐射/热解区(未示出)以便进行裂化。闪蒸后的混合物流的液相作为底部沉积物流27从闪蒸/分离器容器5除去，底部沉积物流可以被分流成富含渣油的再循环流31、 冷却的液体淬冷流30和富含渣油的输出流22。一方面，通常操作闪蒸分离器/渣油分离罐5来避免使液相中的非挥发物结焦。在进入闪蒸分离器/渣油分离罐的闪蒸流中使用次级稀释蒸汽流18来减少气相中的烃的分压(即，蒸气的较大的摩尔成分为蒸汽)，从而避免必须升高液相温度来气化额外的挥发物。还可以有帮助的是，使在外部冷却的闪蒸/分离罐底部沉积物的一部分再循环回到闪蒸分离器/渣油分离罐以便有助于在罐的底部冷却被新分离的液相。可以从罐5的底部通过泵37将流27输送至冷却器28。然后，冷却的流29可以被分流成冷却的液态淬冷流 30、第二再循环流31和出口流22，所述冷却的液态淬冷流用来淬冷在罐5的底部(boot) 的热的底部沉积物，所述第二再循环流根据本发明被再循环至上部对流区。再循环流的温度将典型地为约260°C至约315°C (500 °卩至600 0F )，例如约270°C至约290°C (520 °卩至 550 T )。再循环流的量可以为闪蒸/分离罐内新分离的底部沉积物液体的量的约80%至约250%，比如约90%至约225%，例如约100%至200%。
优选的是在闪蒸分离器/渣油分离罐5中维持蒸气和液体的预定恒定比率，但是该比率难以测量和控制。备选地，可以用在闪蒸分离器/渣油分离罐5之前的烃原料/富含渣油的混合物流12的温度作为间接参数以测量、控制并且维持闪蒸分离器/渣油分离罐 5中的大体恒定的蒸气和液体比率。理想地，当混合物流温度越高，越多的烃将会气化，变成可利用的气相用来裂化。然而，当烃原料/富含渣油的混合物流的温度过高，将会有较重质的烃出现在气相中，并且被带到对流炉管而最终使管结焦。如果混合物流12的温度太低， 导致闪蒸分离器/渣油分离罐5中的蒸气和液体的比率较低，将会有更多挥发性烃留在液相中而不适用于裂化。将原料中的挥发物最大程度的回收/气化，同时避免在炉管中产生过度结焦或者在将来自烃原料/富含渣油的混合物的气化的轻质物从闪蒸分离器/渣油分离罐经线路 13传送到炉1过程中避免管路和容器中发生结焦，借此限制烃原料/富含渣油的混合物流的温度。可以监视横跨容器和管路13 (其将气化的轻质烃从烃原料/富含渣油的混合物传送至下部对流加热区23)以及交叉管路24的压降情况和横跨下部对流加热区23的升温情况，以便检测结焦问题的出现。例如，当通到下部对流加热区的工艺入口压力和跨越压力因结焦而开始快速增加时，闪蒸分离器/渣油分离罐5和烃原料/富含渣油的混合物流12的温度会降低。如果在下部对流加热区中发生结焦时，通到过热器16的烟气的温度增加，需要经过阀25的更多的减热器水26。还可以使用控制阀36帮助维持闪蒸分离器/渣油分离罐5中的恒定压力。对烃原料/富含渣油的混合物流12温度的选择还取决于原料材料的组成。当原料含有更大量的较轻质的烃，那么混合物流12的温度可以设置较低。因而，将增加在第一喷洒器4中使用的液体10的量，并且/或者减少在第二喷洒器8中使用的初级稀释蒸汽17 的量，原因是这些量直接影响混合物流12的温度。当原料含有更大量的非挥发性烃时，混合物流12的温度将设置得更高。因而，将减少在第一喷洒器4中使用的液体的量，而增加在第二喷洒器8中使用的初级稀释蒸汽的量。通过仔细地选择混合物流的温度，本发明能够应用于各种各样的原料材料。可以用控制系统7控制烃原料/富含渣油的混合物流12的温度，控制系统包括至少一个温度传感器和任何已知的控制装置，例如计算机应用设备。优选地，温度传感器为热电偶。控制系统与稀释液阀14和初级稀释蒸汽阀15连通，从而能够控制进入两个喷洒器的稀释液和初级稀释蒸汽的量。在美国专利第7，138，047号中阐述了操作这种控制系统的细节。 在本工艺的一个备选实施例中，将富含渣油的底部沉积物的再循环流31的全部或者一部分可选地分流进入管32，以便在上部管束2的下游以及在双喷洒器组件9a的上游 (在此处，可以对混合物流喷洒蒸汽和/或稀释流)将富含渣油的流导入预热的烃原料中。 备选地，可以将富含渣油的底部沉积物的再循环流引导通过管31和32，将其供送入单独的没有烃原料的喷洒器9b中，从而与喷洒器9a中的预热的烃原料的温度分离地控制富含渣油的底部沉积物的再循环流的温度。在本发明的另一个备选实施例中，可以通过平行的入口管40将富含渣油的分离罐再循环流31单独地引入炉1的上部对流加热区3中。在第一上部管束2中对进来的烃原料进行预热，同时在平行的第二上部管束2中加热富含渣油的再循环流。通过例如选择朝向对流加热区中心的管束(此管束总是热于更靠近炉壁的管束)，由此将第二上部管束相对于第一上部管束2维持在更高的温度。根据本实施例，预热后的烃原料从第一上部管束出来并经过第一双喷洒组件9a， 其中稀释液10经过控制阀14并进入喷洒器区4，初级稀释蒸汽流17经过控制阀15并进入喷洒器区8，从而将稀释液10和主稀释蒸汽17中的任一个或者两者与预热的烃原料混合。 按照相同的方式，使富含渣油的流31/40进入平行的第二上部管束2，将其温度预热至高于预热后的烃原料的温度，使其从第二上部管束和上部对流加热区出来，以便通过平行的第二双喷洒器组件9b与稀释液和初级稀释蒸汽混合。然后，通过平行的第一和第二下部管束6将稀释的烃原料和稀释的富含渣油的流均导回至上部对流加热区3中，以便分别地进一步预热。此时，开始进行对富含渣油的流的减粘裂化。两条流从下部管束6出来以形成闪蒸流12，在其中它们可以被结合和混合。以类似于上述第一实施例的方式，将烃原料/富含渣油的混合物流优选地以如上所述的上流角度θ通过大管20导向闪蒸分离器/分离罐5。在另一个实施例中，本发明涉及一种用于在蒸汽裂化炉中裂化原料的工艺，该蒸汽裂化炉具有用于将烃原料引至炉的上部对流加热区的烃原料入口管，和在上部对流加热区下游的渣油分离罐，所述工艺包括从渣油分离罐提取富含渣油的流；并且使富含渣油的流再循环通过上部对流加热区。所述工艺还可以包括将富含渣油的流与入口管中的烃原料混合，形成烃原料/ 渣油混合物流。所述工艺还可以包括将富含渣油的流与从上部对流加热区的上部管束出来的烃原料混合，形成烃原料/渣油混合物流。所述工艺还可以包括将烃原料/渣油混合物流供送至设置在第一上部管束下游的喷洒器中。所述工艺还可以包括用稀释液和/或稀释蒸汽喷洒烃原料/渣油混合物流，并将得到的混合物送回上部对流加热区中。所述工艺还可以包括对渣油进行减粘裂化，形成烃蒸气。所述工艺还可以包括在炉的热解区对减粘裂化后的烃蒸气进行裂化。所述工艺还可以包括以向上的角度将来自上部对流加热区的烃原料/渣油混合物流送入渣油分离罐，以便加强对渣油的减粘裂化，其中，所述向上的角度为每行进50英尺升高至少约1英尺(0. 3米/15米)。对渣油的减粘裂化使得渣油分离罐中的烃蒸气相对于没有再循环渣油的类似工艺提高了至少约8%。所述工艺还可以包括在炉的上部对流加热区内分别加热富含渣油的流和烃原料流。所述工艺还可以包括在分离的喷洒器中，用稀释蒸汽和/或稀释液对从上部对流加热区出来的富含渣油的流和烃原料流进行喷洒，之后，将两条流混合。实例下文的表1包含从一模型计算出的数据，该模型假设曾被再循环的底部沉积物的气化保守估计为38 %，但是模型预言38%至50%曾被再循环的底部沉积物将气化。表 1
再循环原混合原料MNI 底部沉积物 ％第七次再循环
净蒸气馏分
料比率(wt% )MNI (wt% ) 中的底部沉积物
0751.03.20
0.05__7^8__1Λ____O1O_
0.18__8L5__L5____^08_
0.30__8^2__^O____1Λ_
0.5089.64.010.08.6
1.0093.512.223.537在连续的工艺中，使原始底部沉积物在从工艺出来之前再循环多次。每一次，更少量的底部沉积物气化，同时由改良石脑油不溶物(MNI)测试测得的剩余的底部沉积物变得更加耐热。表1示出了在再循环流量增加时净馏分(或者％被气化)如何增加。表1还示出了在混合的原料和底部沉积物中的MNI的预测浓度。在这些实例中，假设新鲜原料包含 1 % 的 MNI。还感兴趣的是在底部沉积物中耐热渣油的最高浓度。模型预测每次的再循环操作增加大约40%的MNI浓度。在每次接下来的循环操作中，越来越少的底部沉积物通过对流加热区气化。保守估计，在底部沉积物通过对流加热区再循环共7次后，不再有渣油能够气化并且底部沉积物MNI浓度为50%。表1最右栏列出了已再循环7次后的底部沉积物的百分比。表1的数据揭示了即使是小的再循环流量也能显著地增加在分离罐中的净蒸气馏分。例如，当再循环流量从零增加到新鲜原料流量的18%时(参见“再循环原料比率”)，净馏分从75%增加到81. 5%。而在混合的原料和底部沉积物中的MNI分别为1. 5% 和4. 0%。成功的商业操作已证明原料具有高达3%的MNI。仅有0. 08%的底部沉积物被再循环7次，并且可能含有极少量的固体。在底部沉积物冷却系统中能够容易地除去这些固体以便阻止其再循环。在中等再循环流量下，馏分的增强高度依赖于在第一次再循环期间气化的底部沉积物的百分比。虽然表1基于仅有38%的曾再循环的底部沉积物气化的情况，但模型预测将有38%至50%的曾再循环的底部沉积物气化。在50%的情况下，馏分的增强能够比表1 示出的情况高出约30%。假设仅有38%的再循环底部沉积物气化和18 100的再循环 原料比率，炉模拟示出分离罐的温度保持恒定，无须调整对流区中冷却流体10 (优选为水) 和初级稀释蒸汽17的比率。因此，再循环中的底部沉积物对炉的性能仅产生小的负面影响。尽管参考特别的实施例已描述 和示出了本发明，但是本领域技术人员将明白本发明可以发生许多无需本文示出的改变。因此，应当仅仅参考之后的权利要求书来确定本发明的真正的范围。在另一个实施例中，本发明涉及1. 一种用于在蒸汽裂化炉系统中裂化烃原料的工艺，包括从渣油分离罐提取富含渣油的流，所述渣油分离罐与炉的对流加热区流体连通；以及使所述富含渣油的流再循环通过所述炉的对流加热区。2.根据段落1的工艺，还包括通过将所述富含渣油的流与用于炉的烃原料结合形成混合物流来使所述富含渣油的流再循环。3.根据段落1的工艺，还包括通过将所述富含渣油的流与从所述对流加热区出来的预热的烃原料结合形成混合物流来使所述富含渣油的流再循环。4.根据段落1或3的工艺，还包括在将所述富含渣油的流与预热的烃原料流结合之前，在对流加热区中与所述烃原料分离地预热所述富含渣油的流。5.根据段落2或3的工艺，还包括用稀释蒸汽和/或稀释流体在所述炉的外部喷洒所述混合物流，并将喷洒后的混合物流返回上部对流加热区。6.根据段落1至5中任一段落所述的工艺，还包括对渣油进行减粘裂化以形成烃蒸气。7.根据段落1至6中任一段落所述的工艺，还包括从渣油分离罐提取烃蒸气，并将其裂化。8.根据段落1至7中任一段落所述的工艺，还包括将富含渣油的流以相对于水平方向向上的角度传送出对流区并且进入渣油分离罐。9.根据段落1、3至8所述的工艺，还包括在将预热的烃原料流和富含渣油的流结合之前，用稀释蒸汽和/或稀释液体分离地喷洒预热的烃原料流和富含渣油的流。10. 一种用于执行根据以上段落1所述的工艺的装置，包括蒸汽裂化炉，其在炉的对流加热区中具有第一管束，所述第一管束具有上部区和下部区；放置在所述炉的外部的渣油分离罐，该渣油分离罐在第一管束的出口的下游并与第一管束的出口流体联通；以及渣油再循环管，该渣油再循环管与渣油分离罐的底部流体连通，并连接在渣油分离罐的上游，使得从来自渣油分离罐的再循环的渣油与烃原料结合。11.根据段落10所述的装置，其中，所述渣油再循环管与烃原料入口管连接，用于将再循环的渣油和烃原料结合。
12.根据段落10所述的装置，其中，渣油再循环管与第一管束的下部区的出口连接，用于将再循环的渣油与预热后的烃原料结合。13.根据段落10或12所述装置，还包括在对流加热区内的第二管束，第二管束具有上部区和下部区，其中，渣油再循环管与第二管束的入口连接，并且第二管束的上部区的排出口在 渣油分离罐的上游与第一管束的上部区的出口连接。14.根据段落13所述的装置，还包括设置在所述炉的外部的至少一个喷洒器组件，所述喷洒器组件连接在所述管束中的每一个的上部区和下部区之间。15.根据段落10至14中任一段所述的装置，其中，第一管束的出口通过管路与渣油分离罐连接，所述管路设置成相对于水平方向每行进50英尺升高至少约1英尺(0. 3米 /15米)。
权利要求
1.一种用于在蒸汽裂化炉系统中裂化烃原料的工艺，所述工艺包括从渣油分离罐提取富含渣油的流，所述渣油分离罐与炉的对流加热区流体连通；和使所述富含渣油的流再循环通过所述对流加热区。
2.根据权利要求1所述的工艺，还包括通过将用于所述炉的烃原料与所述富含渣油的流结合形成混合物流来使所述富含渣油的流再循环。
3.根据权利要求1所示的工艺，还包括通过将从所述对流加热区出来的预热后的烃原料流与所述富含渣油的流结合形成混合物流来使所述富含渣油的流再循环。
4.根据权利要求3所述的工艺，还包括在将所述富含渣油的流与所述预热后的烃原料流结合之前，在所述对流加热区中与所述烃原料分离地预热所述富含渣油的流。
5.根据权利要求2所述的工艺，还包括在所述炉的外部用稀释蒸汽和/或稀释流体喷洒所述混合物流，并使喷洒后的所述混合物流返回至所述对流加热区。
6.根据权利要求3所述的工艺，还包括在所述炉的外部用稀释蒸汽和/或稀释流体喷洒所述混合物流，并使喷洒后的所述混合物流返回至所述对流加热区。
7.根据权利要求1所述的工艺，还包括将所述渣油减粘裂化以便形成烃蒸气。
8.根据权利要求1所述的工艺，还包括从所述渣油分离罐提取烃蒸气并将烃蒸气裂化。
9.根据权利要求1所述的工艺，还包括将所述富含渣油的流以相对于水平方向向上的角度传送出所述对流加热区并传送入所述渣油分离罐。
10.根据权利要求6所述的工艺，其中，相对于没有再循环步骤的类似工艺，所述减粘裂化使烃蒸气水平提高至少约8%。
11.根据权利要求4所述的工艺，还包括在将预热后的烃原料流和所述富含渣油的流结合之前，用稀释蒸汽和/或稀释流体分离地喷洒所述预热后的烃原料流和所述富含渣油的流。
12.一种用于使渣油再循环的装置，包括蒸汽裂化炉，该蒸汽裂化炉在炉的对流加热区内设有第一管束，该第一管束具有上部区和下部区；渣油分离罐，该渣油分离罐设置在所述炉的外部，位于所述第一管束的出口的下游并与所述第一管束的所述出口流体连通；和，渣油再循环管，该渣油再循环管与所述渣油分离罐的底部流体连通，并且连接在所述渣油分离罐的上游，使得来自所述渣油分离罐的所述再循环的渣油与烃原料结合。
13.根据权利要求12所述的装置，其中，所述渣油再循环管与烃原料进口管连接以便将所述再循环的渣油与所述烃原料结合。
14.根据权利要求12所述的装置，其中，所述渣油再循环管与所述第一管束的下部区的出口连接，以便所述将再循环的渣油与预热后的烃原料结合。
15.根据权利要求12所述的装置，还包括在所述对流加热区内的第二管束，该第二管束具有上部区和下部区，其中，所述渣油再循环管与所述第二管束的入口连接，而所述第二管束的上部区的排出口在所述渣油分离罐的上游与所述第一管束的上部区的出口连接。
16.根据权利要求15所述的装置，还包括至少一个喷洒器组件，所述至少一个喷洒器组件布置在所述炉的外部，并且连接在所述第一管束和所述第二管束中每一个的所述上部区和下部区之间。
17.根据权利要求12所述的装置，其中，利用以相对于水平方向每行进15米升高至少约0. 3米的方式布置的管路将所述第一管束的出口与所述渣油分离罐连接。
18.一种用于裂化烃原料的系统，包括蒸汽裂化炉，该蒸汽裂化炉设有烃原料入口管、上部对流加热区和下部对流加热区、 以及辐射区，其中，所述上部对流加热区包括至少第一管束，该第一管束具有上部区和下部区，所述上部区与所述入口管流体连通；渣油分离罐，该渣油分离罐设置在所述蒸汽裂化炉的外部并与所述管束的出口流体连通；和渣油再循环管，该渣油再循环管与所述渣油分离罐的底部流体连通，并且连接在所述渣油分离罐的上游。
19.根据权利要求18所述的系统，其中，所述渣油再循环管与所述烃原料入口管连接。
20.根据权利要求18所述的系统，其中，所述渣油再循环管与所述第一管束的上部区的出口连接。
21.根据权利要求18所述的系统，其中，所述炉进一步包括在所述上部对流加热区内的第二管束，该第二管束具有上部区和下部区，其中，所述渣油再循环管与所述第二管束的上部区的入口连接，而所述第二管束的下部区的排出口位于所述渣油分离罐的上游并与所述第一管束的下部区的出口连接。
22.根据权利要求21所述的系统，还包括至少一个喷洒器组件，所述至少一个喷洒器组件位于所述炉的外部，并且连接在所述第一管束和所述第二管束中每一个的所述上部区和下部区之间。
23.根据权利要求19所述的系统，利用以相对于水平方向每行进15米升高至少约0.3 米的方式布置的管路将所述第一管束的出口与所述渣油分离罐连接。
24.根据权利要求19所述的系统，还包括蒸气流管，该蒸气流管从所述渣油分离罐出来，并且与在所述下部对流加热区内的第三管束连接。
全文摘要
通过从渣油分离罐提取富含渣油的流并且使富含渣油的流再循环通过炉对流加热区来在蒸汽裂化炉中裂化烃原料的工艺和装置。
文档编号C07C4/04GK102448914SQ201080023111
公开日2012年5月9日 申请日期2010年4月16日 优先权日2009年5月29日
发明者D·B·斯派塞, G·斯蒂芬斯, R·C·斯特尔 申请人:埃克森美孚化学专利公司