使用全馏分原油原料生产烯烃的制作方法

专利名称：使用全馏分原油原料生产烯烃的制作方法
使用全馏分原油原料生产烯烃发明背景 发明领域本发明涉及对全馏分原油进行热裂解而生产烯烃。更具体地，本 发明涉及使用全馏分原油作为采用烃裂解工艺例如热解炉中的蒸汽裂 解来生产烯烃的装置的原料。现有技术描述烃的热裂解是广泛用于生产烯烃例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯 和芳烃例如苯、甲苯和二曱苯的石化工艺。基本上，通过蒸馏或其它方式分馏全馏分原油而产生的烃原料例 如石脑油、瓦斯油或全馏分原油的其它馏分与充作稀释剂的蒸汽混合以使烃分子保持分离。所述蒸汽/烃混合物被预热至约900 -约 l，OOO华氏度(。F或F)，然后进入反应区，在那里将它非常迅速地加 热到约1，450 -约1， 550。F的剧烈烃裂解的温度。本方法在反应区压力为约10-约30 psig的热解炉(蒸汽裂解 器)中实施。热解炉内部具有对流区和辐射区。预热在对流区完成，而 剧烈裂解在辐射区发生。剧烈裂解后，所述热解炉的流出物含有多种气态烃，例如每分子l -35个碳原子。这些气态烃可以是饱和的、单不饱和的和多不饱和的， 并可以是脂族的、脂环族的和/或芳族的。裂解的气体也可含有大量的 分子氢(氢气)。因此，在工业化烯烃生产装置中实施的常规的蒸汽裂解，采用了全馏分原油的馏分，并对其进行热裂解时全部蒸发该馏分。裂解的产物可 含有，例如，约l重量百分比(wt%)的氢气、约10wt%的甲烷、 约25wt%的乙烯和约17wt%的丙烯，全部wt。/。基于所述产物的总 重量，其余主要由每分子具有4 - 35个碳原子的其它烃分子组成。然后裂解产物进一步在烯烃生产装置中加工以生产作为该装置产 物的各种分开的单独的高純度料流，例如氢气、乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的混合烃、燃料油和高温分解汽油。前述每种分开的单独 的料流是有价值的工业产品。因此，烯烃生产装置当前采用全馏分原油 料流的一部分(馏分)并由其产生多种分开的有价值的产品。如上所述，用作常规烯烃生产装置的原料所来自的起始物质通常在 它到达该装置之前已经经过大量的昂贵的处理。通常，全馏分原油^L蒸 馏或以其它方式分馏成多种馏分例如汽油、煤油、石脑油、瓦斯油(减 压或常压)等，包括高沸点渣油。因此，除了渣油外，可将任何这些馏 分送到烯烃生产装置作为该装置的原料。希望能够预测精炼蒸馏设备(全馏分原油加工设备)的资金和操作 成本，所述设备加工原油以生成充作常规烯烃生产装置原料的原油馏 分。然而，直到现在，现有技术教导了要避免使用沸程分布太宽的均匀 的烃馏分(馏分)。例如，参见授予Lenglet的美国专利No. 5, 817, 226。最近，美国专利No. 6， 743，961被授予Donald H. Powers。该专利 涉及通过采用含有填料的蒸发/温和裂解区来裂解全馏分原油。该区以 这样的方式操作尚未蒸发的全馏分原油的液相被保持在该区中直到更 稳定的烃液体组分的裂解/蒸发得以最大化。这允许最少的固体残渣生 成，该残渣作为填料上沉积物而剩下。该残渣理想地在正常的炉除焦循 环过程中通过常规的蒸汽空气除焦而发生燃烧离开填料，参见该专利的 第7栏第50 - 58行。因此，该专利的第二区9充作在该工艺所使用的条件下不能裂解或蒸发的原油原料的组分(包括烃质物质)的阱，参见 该专利的第8栏第60-64行。2002年9月16日提交的美国专利申请序列号10/244， 792(其具有 与美国专利No. 6, 743,961共同的发明人和受让人)涉及在该专利中所 公开的方法，但它采用温和的酸性裂化催化剂以驱动所述蒸发/温和裂 解^:备的全部功能更加朝着所述蒸发(没有在先的温和裂解)-温和裂 解(随后蒸发)图的温和裂解端进行。2003年7月10日提交的美国专利申请序列号10/616， 839(其具有与美国专利No. 6， 743， 961共同的发明人和受让人)涉及在该专利中所 公开的方法，但它除去至少一部分剩留在蒸发/温和裂解设备中的尚未 蒸发或温和裂解的所述液体烃。原油原料的这些液体烃组分从该设备的 底部附近排出，并送至分开的受控制的抽空设备中以对此前耐受住蒸发 和温和裂解的那些稳定的经组分提供额外的裂解能量。因此，该发明也 试图驱动在蒸发/温和裂解设备中的整个过程更加朝着前述的蒸发-温 和裂解图的温和裂解端进行。发明概述根据本发明，提供了使用全馏分原油作为烯烃生产装置的原料的方 法，该方法使蒸发功能最大化并使前述的温和裂解功能最小化(如果没 有消除的话)，并由此驱动本发明的蒸发设备中的整个过程朝着前述图 的蒸发端强烈进行。根据本发明，全馏分原油在常规烯烃生产装置(烯烃装置)中被预热 以产生来自原油原料的烃蒸气和烃液体的混合物，同时有少量或没有焦 炭生成。然后将蒸气烃与剩余的液体分开，并将所述蒸气送去进行剧烈 裂解操作。通过向所述设备中引入急冷油，剩下的液体烃经受与温和裂 解相比有利于蒸发的条件，并从该设备中排出液体渣油，该渣油由急冷 油和来自原油原料的剩余的液体烃组成。附图描述

图1显示了典型的烃裂解装置的简化的流程图。 图2显示了本发明范围内的一个实施方案，该实施方案采用单独设 立的蒸发设备。发明详述本发明中所使用的术语"全馏分原油"是指从井口流出的原油， 但不计使这种原油适于运输到原油炼厂和/或这种炼厂的常规蒸馏而对 其进行的任何处理。该处理可包括诸如脱盐之类的步骤。"全馏分原油" 是适合于在炼厂中蒸馏或以其它方式分馏的原油，但它没有经过任何 这类蒸馏或分馏。"全馏分原油"可包括，但没必要总是包括，非沸腾 物质，例如沥青或焦油。因此，如果不是不可能，它难以提供全馏分原油的沸程。因此，根据本发明，用作烯烃装置的初始原料的所述全馏分 原油可以是一种或多种直接来自于油田管道和/或常规原油存储设施的 原油，视可得性而定，没有任何在先的分馏。本发明中所使用的术语"烃"和"烃类"并不是指严格地或仅含有 氢原子和碳原子的物质。这类术语是指在性质上为烃质的物质，它们主 要或基本上由氢和碳原子组成，但可以含有其它元素例如氧、硫、氮、 金属、无机盐、沥青等，甚至以显著的量含有。本发明中所使用的术语"气体"或"多种气体"是指一种或多种 基本上处于蒸气状态的气体，例如，单独的蒸汽、蒸汽和烃蒸气的混合 物等。本发明中所使用的术语"焦炭"是指任何高分子量烃质固体并包 括由多核芳烃的缩合而生成的化合物。本发明有用的烯烃生产装置将包括用于最初接收和裂解所述全馏 分原油原料的热解(裂解)炉。用于烃蒸汽裂解的热解炉通过对流和辐 射加热，并包含一系列预热、循环和裂解管，通常是管束，以预热、运 输和裂解所述烃原料。通过位于炉的辐射区(有时称作"辐射区")的 燃烧器提供高裂解热。这些燃烧器的废气沿着炉的对流区循环以提供预 热进口烃原料所需的热量。所述炉的对流和辐射区连接在"交叉"处， 和以上提到的管载着从一个区的内部至下一个区的内部的烃原料。裂解炉被设计用于在辐射区中在辐射管(盘管)入口处开始快速加 热，在辐射管入口处由于温度低而反应速率常数低。大多数传入的热量 简单地使烃从入口温度升高至反应温度。在盘管的中部，升温速率较低 但裂解速率是可观的。在盘管的出口处，升温速率稍微增加但不如在入 口处迅速。反应物消失的速率是它的反应速率常数乘以它的局部浓度之 积。在盘管的末端，反应物浓度低，且通过提高工艺气体温度可得到额 外的裂解。原料烃的蒸汽稀释降低了烃分压，强化了烯烃的生成，并减少了在 辐射管中生成焦炭的趋势。裂解炉通常具有矩形的燃烧室，竖直的管道居中位于辐射耐火壁之间。这些管道从它们的上端进行支撑。使用气体或气体/液体混合燃料，由装配在燃烧器上的壁或地板或 二者的组合来完成对辐射区的烘烤。燃烧室通常处于微负压下，最通常 具有向上的烟道气流。通过至少 一个自然通风扇或诱导通风扇来使烟道 气流入对流区。辐射盘管通常悬挂在燃烧室中心下方的单独的平面上。它们可被套 入单独的平面内或平行放置在交错的双排管布置中。从燃烧器向辐射管的热传递主要通过辐射进行，因此烃在热"辐射区"被从约1450°F加 热到约1550叩，并因此经过剧烈裂解。因此，辐射盘管是受热的(fired)管式化学反应器。进料到该炉 中的烃在对流区通过来自辐射区的烟道气、对流区中原料的蒸汽稀释等 的对流加热被预热至约900 -约1000。F。预热后，在常规工业炉中，原 料准备进入辐射区。在典型的炉中，所述对流区可含有多个区域。例如，原料可以在第 一上区中进行初始预热，锅炉进料水在第二区域中加热，混合的原料和 蒸汽在第三区中加热，蒸汽在第四区中进行过热，和最终的物料/蒸汽 混合物在底部即第五区中预热至完成。区域的数目和它们的功能可相当 地不同。因此，热解炉可以是复杂的和可变的结构。离开辐射区的裂解的气体烃被快速降温以防止裂解模式的破坏。在裂解的气体被进一步在烯烃生产装置中的下游加工之前对其进行冷却， 以高压蒸汽的形式回收大量的能量，所述高压蒸汽用于在所述炉和/或 烯烃装置中再次利用。这通常通过使用本领域公知的在线换热器来完 成。辐射盘管设计者努力实现短停留时间、高稳和低烃分压。盘管长度 和直径通过每个盘管的进料速率、与温度性能有关的盘管冶金学、和盘 管中焦炭的沉积速率而确定。盘管范围从低进料速率下的单个小直径管 和每个炉许多盘管到高进料速率下的长的大直径管和每个炉较少的盘 管。可采用管的各种组合。例如，并联的四根窄管可进料至两根也是并 联的更大直径的管，后者则进料至串联连接的更大的管。因此，盘管长度、直径、和串联/并联流动的安排在炉和炉之间可广泛地加以变化。 炉，由于它们的设计性质特征，通常要根据它们的制造商来提及。本发明适用于任何热解炉，包括但不限于由Luramus， M. W. Kellog & Co.、 Mitsubishi, Stone & Webster Engineering Corp. 、 KTI Corp. 、 Linde-Selas制造的那些，等等。由所述炉中流出的裂解的烃的下游加工相当地不同，并具体地基于 起始烃原料是气体还是液体。由于本发明仅使用液体全馏分原油作为原 料，本文中的下游加工将针对液体进料的烯烃装置来描述。对于现有技 术中来自液体原料、石脑油至柴油的裂解的气体烃和对于本发明的全馏 分原油的下游加工，比气体原料更加复杂，因为在所述原料中存在更重 的烃组分。就液体烃原料的下游加工而言，尽管它可在各装置间有所变化，但 通常对炉流出物在例如前述的在线换热器中进行热交换以后进行油急 冷。因此，所述裂解的烃料流经过初级分馏以除去重液体例如燃料油， 然后压缩未冷凝的烂，并从中除去酸性气体和水。然后分别分离各种所 希望的产物，例如乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的烃的混合物、 燃料油、高温分解汽油和高纯度氢气料流。根据本发明，提供了使用全馏分原油液体(没有经过分馏、蒸馏等) 作为烯烃装置热解炉的初始(起始)原料的方法。通过这样做，本发明 消除了对把全馏分原油耗资巨大地蒸馏成各种馏分例如从石脑油至柴 油以充作炉的起始原料的需要，而这种蒸馏如上文所述，是现有技术中 首先要做的。如以上所提到的，使用液体烃初始原料比使用气体烃初始原料更加 复杂，因为液体中存在较重的组分而气体中不存在。当使用全馏分原油 时作为初始原料与使用液体石脑油或柴油作为初始原料时，情况更是如 此。就全馏分原油而言，存在更多的通常为液体的烃组分，且它们的天 然热力学趋势就保持在液体状态。液体原料需要热能来把液体加热至其 蒸发温度，对于较重的组分来说，该蒸发温度会是非常高的，还要加上 这些组分的蒸发潜热。如以上所提到的，出于裂解的目的，要求被送到辐射区的预热了的 烃料流处于气体状态，对于使用全馏分原油作为进料到炉中的起始原料 来说，这里存在着挑战。也高度希望使前述的较重组分不进入辐射区和 不进入即便是对流区较高温部分，因为如果较重组分与辐射盘管的内 壁接触，会导致在盘管中生成令人讨厌的焦炭。通过本发明，即使^使用 全馏分原油作为起始原料，也避免了生成过量的焦炭。这与多数现有技 术相反，现有技术教导说，直接把全馏分原油进料到常规蒸汽炉是不可 行的。通过本发明，避免了使用全馏分原油作为炉的初始进料的前迷问 题，并通过首先采用蒸发功能而不是蒸发/温和裂解合并的功能，实现 了送入炉的辐射区的烃料流的完全蒸发，其中温和裂解不是本方法的实 质性目标。取决于所使用的原料，例如鱼油原料和急冷油(下文中有定 义)，本发明的蒸发步骤可涉及微量的温和裂解或没有温和裂解，但温 和裂解不是本发明的目标。对于含有烃质组分的原料而言，轻微程度的 温和裂解在某些环境中恰恰是不可避免的。可使用独立的蒸发设备来实施本发明，所述蒸发设备单独地且独立 于对流区和辐射区进行操作，并可用作(1)炉的整体部分，例如在炉的内部在对流区之中或附近但位于辐射区的上游和/或(2)本身在炉的 外部但与炉以流体连通。当采用在炉的外部时，全馏分原油初始原料在 炉的对流区进行预热，流出所述对流区和所述炉至单独设立的蒸发设 备。然后把这个单独设立的设备的气体烃产物送回到所述炉中以进入它 的辐射区。如果希望，可在不同于所述炉的对流区的地方实施预热，或 以所述炉的内部和/或外部的任意組合来预热，且仍落在本发明的范围 之内。本发明的蒸发设备接收已经被预热至例如约500 -约750°F、优选 约550 -约650°F的全馏分原油初始原料。与所述原料的完全蒸发所需 要的温度相比，这是较低的温度范围，并且是本发明的新颖性特征的一 部分。该较低的预热温度范围帮助避免了当按照本发明操作时在预热区 中结垢或生成焦炭。这种预热优选地，但不是必须地，发生在以这种原油作为初始原料的所述炉的对流区。.因此，本发明的蒸发操作步骤中的第一区采用蒸气/液体分离，其 中预热的原料料流中的气体烃和其它气体(如果有的话)与预热后保持 液态的那些组分分离。前述的气体从该蒸气/液体分离区除去并送到所 述炉的辐射区。在该第 一 区例如上区中，蒸气/液体分离以本领域公知且显而易见 的任何常规方式、各种方法和手段来分离出液体。用于液体蒸气/液体 分离的适宜的设备包括具有蒸气切向入口的液体分离容器、离心分离器、常规的旋风分离器、schoepentoeters、叶轮液滴分离器(vane droplet separator )等。这样与前述蒸气分开的液体运动至第二区，例如较低的区。这可通 过如下文图2所示的外部管道系统来完成。或者这可在所述蒸发设备的 内部来完成。进入并沿着该第二区的长度运动的液体与逆流而来的料流 例如上升料流相遇。不含所除去的气体的该液体，接受该逆流而来的料 流的热能的全部影响和稀释效果。该第二区可载有至少 一种液体分布设备例如多孔板、槽式分布器、 双流体盘、升气管型塔盘、喷射喷嘴等。该第二区也可在其一部分中载有一个或多个常规的蒸馏塔填充材 料以促进液体和气体在该第二区中的紧密混合。随着液体烃运动(下降)穿过该第二区，它的大部分被与之接触的 高能量蒸汽所蒸发。这使得更难以蒸发的烃组分能够继续下降并经受越 来越高的蒸汽与液体烃的比例和越来越高的温度以使得它们能够被蒸 汽的能量和降低了的液体烃分压与升高了的蒸汽分压共同蒸发。此外， 就特定的原油原料组成而言，所述蒸汽也可提供能量用于一些微量的温 和热裂解以降低液体中各种物质的分子量，从而使它们能够蒸发。然而， 因为在本发明中采用的新型步骤，如果发生温和裂解，它会少量发生甚 至几乎不发生。对于在本发明中用作初始原料的特定的轻质全馏分原 油，基本上仅发生蒸发而很少或不发生温和裂解。通过本发明，并与现有技术相反，蒸发(基本上没有液体烃在本发明的蒸发设备中温和裂解)被最大化而液体组分的温和裂解被最小化， 如果没有消除的话。这通过向蒸发设备中导入急冷油并定期从该设备中 排出急冷油和来自原油原料的液体烃的混合物来实现。以这种方式， 以原油和急冷油的恰当组合，可单独通过蒸发功能来生成用来给炉的辐 射区进料的合意量的烃蒸气。就其它和不同组成的原油和/或急冷液体 而言，会发生一些微量的温和裂解，但甚至在这种情况下，单独通过蒸 发功能将生成大多数的合意的烃蒸气。图l显示了典型的裂解操作(装置)l，其中炉2具有上部对流区C 和下部辐射区R， 二者靠交叉连接(参见图2)。原料5将在炉2中裂 解，但在裂解前，要确保基本上完全蒸发，它首先在区域6中预热，然 后与稀释蒸汽7混合，且所得到的混合物进一步在区域8中加热，区域 8位于区C的比区域6更热的区域。然后将所得到的蒸气混合物送入辐 射区R，并分配至一个或多个辐射盘管9。收集盘管9的裂解的气体产 物并通过管线IO将其送到多个在线换热器11 (图1中的TLE)，在那 里所述裂解的气体产物被冷却到热裂解功能基本上终止的程度。通过在 TLE11的下游立刻注入再循环的冷却的急冷油20来进一步冷却裂解的 气体产物。所述急冷油和气体混合物经由管线12送到油急冷塔13中。 在塔13中，它与烃质液体急冷物质例如来自管线l4的高温分解汽油接 触以进一 步冷却所述裂解的气体产物并冷凝和回收额外的燃料油产物。 产物24的一部分在一些额外的冷却(未示出)之后经由管线20再循环 至管线12中。裂解的气体产物经由管线15从塔13回收并送到水急冷 塔16中，在那里它与由塔16的较低部分回收的再循环的冷却水17接 触。在塔16中，水17冷凝出液体烃部分，该液体烃部分的一部分被用 作液体急冷物质14，和一部分经由管线18移出用于在别处的其它加工。 未进入管线2 0中的急冷油部分2 4的 一部分作为燃料油而移出并在别处 加工。将如此加工的裂解气体产物从塔,16中移出并经由管线19送到压缩 和分馏设备21中，其中前述的单独的产品料流作为装置1的产品而回 收，这些单独的产品料流被概括性地以管线23来表示。图2显示了本发明的方法应用至图1的炉2的一个实施方案。出于 简化和简短起见，图2是非常粗略的，如以上所述，实际的炉是非常复 杂的结构。在图2中，炉2显示出具有进入预热区6的初始原料料流5。 出于上述原因，原料l可与稀释蒸汽(未示出)在其进入区域6之前混 合和/或在区域6的内部混合。区域6是炉的预热区。原料5穿过区域6 并且当被加热到前述的合意的温度范围时通过管线25离开区域6。在常 规的烯烃装置中，该预热的原料将与稀释蒸汽混合，然后将离开区域6 (例如炉的对流区C)进入图1的区域8，然后进入炉2的辐射区R。然 而，根据本发明，预热的原料(主要由来自原料5的烃液体和烃蒸气组 成的混合物)改为通过管线25在约500 -约750°F下送至单独设立的蒸 发设备26，设备26在该实施方案中位于炉2的外部。然而，设备26 与炉2以流体连通。所述预热的原料首先进入设备26的上部第一区27， 在那里所存在的气体组分与伴随的仍为液体的组分分离。设备26是蒸发设备，这是本发明的新颖性特征的一部分。没有发 现设备26与常规的裂解炉有关联。设备26经由管线25接收来自炉2 的全馏分原油，并将其进一步加热至约650 -约1100。F以实现处于液态 的初始原料的至少大部分(绝大多数)发生大量蒸发。由设备26所接 收的与预热的全馏分原油原料相关的气体通过管线28从区域27移出。 因此，管线28带走基本上所有的存在于区域27中的烃蒸气。存在于区 域27中的液体从那里经由管线29移出并进到下部区域30的靠上的内 部。在该实施方案中，区域27和30通过不可透过的壁31靠流体连通 而彼此分开，壁31可以是固体塔盘。管线29表示区域"和30之间的 外部流体下降流连通。在它们的场所中，或另外的通向那里的场所中， 通过使用一个或多个塔盘将壁31修改成至少一部分液体能透过，区域 27和30可在它们之间具有内部的流体连通，所述塔盘被设计成允许液 体向下进入到区域30的内部和蒸气向上进入到区域27的内部的形式。 例如，替代不可透过的壁(或固体塔盘)31，可使用升气管型塔盘，在 这种情况下，由管线42运送的蒸气将改为穿过该升气管型塔盘并经由 管线28离开设备26，和液体32将在设备26的内部穿过下降到区域30,而不是经由管线29从设备26的外部穿过。在这种内部下降流情况下， 分布器33变得可有可无。液体无论以何种方式从区域27移至区域30,该液体按箭头32所示 向下运动，并因此遇到至少一个以上所述的液体分布设备33。设备33 跨过设备26的横截面均匀地分布液体以使得液体跨过塔的宽度均匀地 流入与填料34接触。在本发明中，填料34缺乏促进烃的温和裂解的物 质例如催化剂。稀释蒸汽7穿过过热区35，然后经由管线40进到区域30的填料 34以下的较低区域54中，在那里它如箭头41所示上升与填料34接触。 在填料34中，液体32和蒸汽41彼此紧密混合，由此蒸发大量的液体 32。这种新生成的蒸气与稀释蒸汽41 一起经由管线42从区域30中移 出，并加入到管线28中的蒸气中以生成位于管线43中的合并的烃蒸气 产物。料流42可基本上含有来自原料5的烃蒸气和蒸汽。然而，取决 于急冷油51的化学组成，它要么可不含有这类急冷油的组分要么可含 有少量至大量的最初存在于油51中的任何较轻的烃组分。例如，就重 急冷油例如重燃料油而言，基本上没有组分会蒸发并最终到达料流42 中，但就较轻的急冷油例如煤油、原油或天然气冷凝物而言，这些油的 大量的较轻组分可最终到达料流42中。因此，料流42代表了原料料流5加上稀释蒸汽41的绝大部分并减 去存在于料流50中的来自原料5的液体渣油。料流43穿过位于对流区 C的更热(更低)区域中的混合的原料预热区44以进一步升高所存在的 所有物质的温度，然后经由交叉管线45进入区R中的辐射盘管9中。 管线45可位于炉导管55的内部或外部。料流7可全部应用在区域30中，或其一部分可应用在管线28 (经 由管线52)或管线43 (经由管线53)中，或在二者中都应用，以帮助 防止液体在管线28和43中的冷凝。在区R中，含有多种不同烃组分的来自管线45的蒸气原料经受如 上所述的剧烈裂解条件。裂解产物通过管线10离开区R，用于在如图1所示的炉2的下游烯烃装置的其余部分中进行进一步加工。设备26的区域30提供使液体32与热的一种气体或多种气体例如 料流41接触的表面积。液体和气体在区域30中的逆向流动使得最重的 (沸点最高的)液体与最高的热气体与烃的比例下接触并同时与最高温 的气体接触。这产生了对于原油原料5的最重的残油的蒸发来说最有效 的设备和操作，因此允许用作剧烈裂解区R的蒸气原料45的这些原油 有非常高的使用率。通过本发明，这些液体首先被蒸发，而很少或没有使用区域30的 温和热裂解功能。这通过以连续的或至少半连续的或周期性的方式来经 由管线50从区域30的底部54移出液体并向该底部液体中导入急冷油 51而得以实现。因此，可生成液体渣油50，其至少最初由这种底部液 体和急冷油51的混合物所组成。急冷油51可以是，但不是必须是，与在裂解装置中常规所指的急 冷油(即图1中的油24)相同的物质。油51基本上全是烃并在环境温 度和压力条件下通常为液体。它可含有大批的烃分子，并因此难以(如 果不是不可能的话)以其化学组成来表征。然而，在本领域中这没必要 告知，因为它可祐束示为在环境温度和压力条件下为液体的烃混合物。 因此，可采用广泛种类的已知物质，例如图1的裂解装置急冷油24、图 l的原油原料5、天然气冷凝物、柴油、燃料油、瓦斯油、煤油等。将油51在显著低于存在于区域30的较低区域54中的由原料5所 剩下的液体的温度下引入到区域30中。油51的温度可充分低于这种液 体的温度以至少减少，并优选消除，任何焦炭生成反应，所述焦炭生成 反应在区域30的区域54中所盛行的温度下可发生(存在)于这种液体 中，特别是该部分低于料流41所导入该部分的最低点时。这个温度可 广泛地变化，但通常低于约800。F，优选低于约700°F。导入区域30中 的油51的压力可以是足以将该油注入到该区的内部，例如从稍微高于 常压直至约100psig。油51可以或可以不含有在区域30中低于料流41导入区域54的最 低点所盛行的条件下闪蒸或蒸发的较轻的烃馏分。如果油51是天然气冷凝物，例如，它的组分可蒸发并到达管线42。这种蒸发，特别是通过 闪蒸，可帮助冷却与油51混合的液体，从而帮助冷却以上所述的该液 体。如果油51含有在区域30的条件下可蒸发的组分并最终到达管线42 和43，这些组分应该适合于并可用作盘管9的裂解原料。可选择油51 的初始组成以使得它在区域30的区域54中基本上完全蒸发或不完全蒸 发。油51的粘度可大大(显著)低于与它在区域30的区域54中所混 合的液体烃的粘度，以使得剩余在液体渣油混合物50中的油51的馏分 额外地用来降低混合物50的整体粘度，从而有助于在该工艺的下游对 混合物5Q进行处理。因此，通过使用本发明的急冷油51和除去渣油50，可驱动着设备 26的整体操作朝向蒸发功能进行以排除或基本上排出温和裂解功能。这 使得在本方法中可使用更宽组成范围的全馏分原油原料物质5。还有， 这允许简单地使用热气体来加热重质烃，这与现有技术中使用热的金属 表面来加热相反，然后快速急冷，从而避免焦炭的生成和令人讨厌的焦 炭结垢或堵塞该系统。而且，料流50中的焦炭如愿地得以避免，因为 存在的焦炭越少，石化产品品质和该料流的价值约高。油51不仅可用于冷却区域54的底部液体并降低区域30和管线50 中的焦炭生成，而且，通过精心选择油51的化学组成，可通过在区域 54的操作条件下从油51中闪蒸出较轻的组分来增强这种冷却效果。这 些闪蒸出的物质也可对提供给盘管9中的裂解工艺的原料的量做出有益 贡献，从而从整体上增加了该裂解装置的生产能力。因此，在图2的示例性实施方案中，分离出来的液体烃29从区域 27向下落入较低的第二区域30中，并在区域30中部分蒸发，而不依赖 于温和裂解。由于热气体的影响，这些气体烃通过管线42离开设备26， 所述热气体例如通过管线40被导入到区域30 (区域54 )的较低部分 (例如在底部一半或四分之一处)后穿过区域30上升的料流"。原料5可在从约环境温度直至约300。F的温度下、在从略微高于常 压直至约100psig的压力下进入炉2 (下称常压到100psig)。预热后 的原料5可在约500 -约750。F、优选在约600 -约650。F的温度下、在约常压至100psig的压力下经由管线25进入区域27。料流28可基本上全是由原料5所生成的烃蒸气，并处于约500 -约750°F的温度和约常压至100psig的压力下。料流29可基本上全是从原料5在预热器6中蒸发后所剩下的液体并处于约500 -约750。F的温度和从略微高于常压直至约100psig的压力下(下称常压到100psig)。料流28和42的合并，以料流43所表示，可处于约650 -约800。F的温度和在常压至100psig的压力下，并含有例如从约0. 2至约2磅蒸汽每磅烃的总体上的蒸汽/烃比例。料流45可处于处于约900 -约1100°F的温度和从常压至100psig 的压力下。料流51可处于处于小于约8t)0。F、优选小于约700。F的温度下，并 且压力足以将该料流在低于料流40注入区域54的最低点处注入区域30 的内部的较低部分即区域54中。通过将料流51低于料流40注入区域 30中，液体在区域54中的温度降(快速急冷效果)得以最大化。液体渣油50可由例如小于原料5的约50wt。/。的馏分组成，该馏分 用油51或油51的組分全部稀释、基本上全部稀释或不稀释，其中wt %基于原料5的总重量。料流50可基本上仅含有原料5组分，或可以 是原料5组分与油51或油51的组分的混合物。因此，取决于起始采用 的原料5和油51的初始组成和设备26的操作条件，料流50可由100 %的原料5组分组成或任何重量的原料5组分和急冷油51 (或其组分) 的混合物组成。存在于渣油50中的原料5组分可具有大于约1000°F的 沸点。渣油50可处于小于约700。F的温度和从常压至100psig的压力 下。在区域30中，希望稀释比例(热气体/液滴)高。然而，因为全馏 分原油的组成大幅变化，稀释比例将大幅变化。通常，热气体41例如 蒸汽与烃的比例在区30的顶部可为约0.2/1至约5/1，优选约0.2/1 至约1.2/1，更优选约0.2/1至约1/1。经由管线40导入的适宜的热气体的实例是蒸汽。所采用的蒸汽中可存在其它物质。料流7可以是在常规的裂解装置中通常釆用的那种类 型的蒸汽。这种气体优选处于足以使进入区30的液体烃32的大部分镏 分挥发的温度。通常，由导管40进入区30的气体将至少为约800。F， 优选为约800 -约1100。F，并处于常压至100psig下。出于简化起见， 这些气体将在下文中仅以蒸汽相称。料流42可以是蒸汽和在低于约1100。F下沸腾的烃蒸气(主要衍生 自原料5，并，可能地， 一些少量衍生自油51)的混合物。该料流可以 处于约600 -约800。F的温度下和处于常压至100psig的压力下。常规的蒸馏塔填料34为从管线41进入的蒸汽提供了表面积。因此， 部分34提供了使下降流液体与从管线40进入的上升流蒸汽41接触的 表面积。区30中的逆流流动使得最重的(沸点最高的)液体在最高的 蒸汽与油的比例下同时与最高温度的蒸汽接触。这产生了对于较重的油 原料的最重的部分的蒸发来说最有效的设备和操作，因此允许用作剧烈 裂解区R的蒸气原料的这些原料有非常高的使用率。因此，更难蒸发的 液滴接收逆流而来的蒸汽的全部热强度，该接收发生在蒸汽最热时并发 生在非常高的蒸汽稀释比例下，以使得蒸发这些稳定的物质的可能性得 以最大化。设备26中的温度范围，特别是区域30中的温度范围，与区30中 的停留时间结合，可以是基本上蒸发大部分，至少约90wt。/。的原料5 中的烃组分的温度，所述烃组分约1000。F或更低的常压沸点，其中wt %基于原料5的总重量。靠这种方法，液体全馏分原油初始原料的大部 分被转化成气体烃料流，该气体烃料流适合作为导入区R的原料。可见，来自管线40的蒸汽不是仅用作出于分压目的的稀释剂而且 用作可导入例如导管5 (未示出)的稀释剂蒸汽。更正确地，来自管线 40的蒸汽不仅提供稀释功能，而且为保持在液态的烃提供额外的蒸发能 量。这通过使用刚好足够的能量以实现较重的烃组分的蒸发并通过控制 能量输入来实现。例如，通过使用管线40中的蒸汽，实现原料5液体 的大量蒸发，同时减少在区30中生成焦炭。这与油51的焦炭生成急冷 效果相结合，有或没有油51的组分闪蒸，提供了在区域54中和渣油50中的焦炭生成最小化。由此提供非常高的蒸汽稀释比例和最高温度的蒸汽，随着液体烃液体在区30中日益增多地向下运动，它们是最需要的。 未蒸发的液滴被油51迅速急冷。图2的设备26，如果不是炉2外部的单独设立的设备，可含于对流 区C的内部，使得区30整体位于炉2的内部中。尽管炉中设备26的总 容积(containment)可合意于不同的炉设计考虑，为了实现本发明的 益处，对它不做要求。设备26也可整体地或部分地位于炉的外部，这 仍落在本发明的主旨范围内。相对于炉2，将设备26整体放在内部和整 体放在外部的組合对于本领域技术人员来说将是显而易见的，并也落在 本发明的范围之内。本发明的设备26的操作可用于除去不能被裂解或蒸发的物质，无 论其是否为烃。这些物质的典型实例是金属、无机盐、未转化的沥青等。 可通过管线50将这些物质从该系统中取出。实施例将来自储罐的全馏分原油料流5 (以撒哈拉共混物为特征)在环境 温度和压力条件下直接进料到热解炉2的对流区。在该对流区，在约 70psig下将这种全馏分原油初始进料预热至约650°F,然后进入到蒸发 设备26中，在那里处于约650。F和63psig下的烃气体在该设备的区域 27中与液体分离。所分离的气体从区域27移出以转移至该炉的辐射区， 用于在1450 - 1500。F下在辐射盘管9的出口处进行剧烈裂解。由原料5所剩下的烃液体，在与前述所伴随的烃气体分离后，被转 移到较低的区域30中并使其在该区域中朝着其底部向下降落。靠近区 域30的底部导入处于约1100。F下的预热的蒸汽40以在区域54中给出 约3.8/1的蒸汽与烃的比例。下降的液滴与从区域30的底部朝着其顶 部上升的蒸汽逆流流动。就在区域30中向下降落的液体而言，蒸汽与 液体烃的比例从区域30的顶部向底部增加。约710。F下的蒸汽和烃蒸气42的混合物从区域30的顶部附近排出， 并与早先经由管线28从区域27中移出的气体混合以生成混合的蒸汽/ 烃蒸气料流，其含有约0.4磅蒸汽每磅所存在的烃。该混合的料流在区域44中在低于约50psig下被预热至约lt)25。F,并导入炉2的辐射区R 中。
权利要求
1.包括如下步骤的方法(a)在提供蒸发功能的设备中将加热的全馏分原油原料分离成蒸气烃和液体烃；(b)将至少一部分所述蒸气烃转移到炉的辐射加热区以引起剧烈的热裂解；(c)在所述设备中保留至少一部分所述液体烃；(d)使所述保留的液体烃与至少一种加热气体接触以生成额外的用来转移到炉的辐射加热区的蒸气烃；(e)在所述设备的底部附近导入至少一种急冷油以生成油-液体烃混合物，所述急冷油的温度足以冷却剩余的液体烃以使焦炭生成反应最小化；和(f)从所述设备中除去至少一部分所述油-液体烃混合物；从而驱动所述设备的操作朝着所述蒸发功能进行。
2. 烯烃生产装置的操作方法，所述烯烃生产装置使用热解炉来 剧烈地对烃物质进行热裂解以在所述装置中对所述裂解的物质进行后 续加工，所述炉在其内部具有至少一个对流加热区和单独的辐射加热 区，所述辐射加热区用来进行所述剧烈裂解，改进包括向所述炉提 供全馏分原油作为初始原料，预热所述原料以生成蒸气烃和液体烃的 混合物，在蒸发设备中收集所述混合物，在所述设备中将所述蒸气烃 与所述液体烃分开，将所述蒸气烃送至所述辐射加热区，在所述设备 中保留所述液体烃，将至少一种加热气体导入所述设备以与所述设备 中的所述液体烃混合用以稀释所述液体烃并将其加热以生成额外的蒸 气烃并且剩余的液体烃留在所述设备中，将所述额外的蒸气烃转移至 所述辐射加热区，向所述设备中导入至少一种急冷油以在所述设备中 生成所述急冷油与所述剩余的液体烃的混合物，其中所述急冷油的温焦炭生成反应最小化，并从所述设备中除去至少部分所述剩余的液体烃，由此驱动所述设备的操作朝着蒸发方向进行。
3. 权利要求1的方法，其中将所述原料加热至约500 -约750。F， 所述加热气体将所述液体烃加热至约650 -约1100°F，和所述急冷油 的温度低于约800叩。
4. 权利要求1的方法，其中所述急冷油的温度低于约7t)0。F。
5. 权利要求1的方法，其中所述急冷油是处于环境温度和压力 条件下的烃液体。
6. 权利要求1的方法，其中所述急冷油的粘度大大低于所述剩 余的液体烃并生成粘度大大低于所述剩余的液体烃自身粘度的急冷油 /剩余的液体烃混合物。
7. 权利要求1的方法，其中所述急冷油是选自下组的至少之一 烃裂解装置急冷油、全馏分原油、天然气冷凝物、瓦斯油、柴油和煤 油。
8. 权利要求1的方法，其中所述急冷油具有烃组分，所述烃组分烃「和闪蒸的所述经组:适合作^在;斤述辐射加热区中的裂解原料。
9. 权利要求1的方法，其中将所述急冷油在低于所述至少一种 加热气体导入所述设备的最低导入点的位置导入到所述设备中。
10. 权利要求l的方法，其中所述蒸气烃和额外的蒸气烃中至少 一种在被从所述设备除去之后且导入所述辐射区之前与所述加热气体 混合。
11. 权利要求1的方法，其中基本上所有的蒸气烃与所述剩余的 液体烃分离，以使得主要是仅保留在所述设备中的烃液体经受更高的 加热气体与液体烃的比例和更高的加热气体温度以引起所述液体烃的 额外的蒸发。
12. 权利要求1的方法，其中所述加热气体以加热气体/烃稀释 比例为约0. 2/1至约5/1的比例导入所述设备。
13. 权利要求1的方法，其中所述加热气体在至少约800°F下导 入所述设备。
14. 权利要求l的方法，其中所述加热气体是蒸汽。
15. 权利要求2的方法，其中所述设备位于a)所述对流加热区 的内部或b)所述炉的外部但与所述炉的内部以流体连通。
16. 权利要求l的方法，其中所述全馏分原油料流是在其被导入 到所述炉中之前没有经过任何分馏的原油。
全文摘要
使用全馏分油作为烯烃生产装置的热解炉的原料的方法，其中所述原料经受蒸发条件直到大量蒸发而轻微的裂解最小化，但从所述原料中留下一些剩余的液体，由此生成的蒸气在所述炉的辐射区进行剧烈裂解，和来自所述原料的剩余的液体与至少一种急冷油混合。
文档编号C10G9/20GK101253254SQ200680031998
公开日2008年8月27日 申请日期2006年8月14日 优先权日2005年9月2日
发明者D·H·鲍尔斯 申请人:伊奎斯塔化学有限公司