专利名称：重质烃原料料流的裂化方法
技术领域：
本发明提供裂化重质烃原料的集成方法，该方法使产量和来自热解炉的烯烃排出物最大化，同时使热解方法的环境足迹最小化。
背景技术：
蒸汽裂化(也称为热解)早已用于将各种烃原料裂化成烯烃，优选轻质烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂化使用具有两个主要段的热解炉对流段和辐射段。烃原料通常作为液体(除了作为蒸汽进入的轻质原料)进入该炉子的对流段，其中该烃原料通常通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和通过与蒸汽直接接触而被加热和气化。然后将气化原料和蒸汽混合物引入辐射段，在那里，发生裂化。包括烯烃的所得产物离开热解炉用于进一步的下游加工，包括骤冷。常规蒸汽裂化系统对于裂化含大比例轻质挥发性烃如瓦斯油和石脑油的高质量原料是有效的。然而，蒸汽裂化经济状况有时希望裂化较低成本的重质原料如，作为非限制性实例，原油和常压残油。原油和常压残油通常包含沸点高于590°C (1100° F)的高分子量、不挥发性组分。这些原料的不挥发性组分在常规热解炉的对流段中作为焦炭沉积下来。在较轻质组分完全气化的位置的下游的对流段中，仅可以容许非常低水平的不挥发性组分。为了解决结焦问题，美国专利5，580，443(该文献引入本文供参考)公开了一种方法，其中首先将原料预加热然后让其从热解炉的对流段中的预加热器排出来。然后让这一预加热的原料与预定量的蒸汽(稀释用蒸汽)混合，然后引入气-液分离器中以从分离器中分离和除去所需比率的为液体的非挥发性物质。将来自气-液分离器的分离的蒸汽送回热解炉用于加热和裂化。在使用闪蒸将重质液体烃级分与可以在热解炉中加工的较轻质级分分离时，进行这种分离以致大部分不挥发性组分在液体塔底料流中离开分离器是重要的。否则，蒸气中的重质、焦炭形成性不挥发性组分被携带进入炉子，而引起结焦问题。然而，闪蒸/分离容器(本文也称作"气/液分离器")中的闪蒸通常伴有容器中和接近容器下游的内表面的结焦。此种结焦的程度取决于各种因素，包括进料类型、预加热规程和容器设计。接触所述容器和下游设备的内表面的重质烃液体提供是焦炭的前体的膜涂层。据推理分离器容器和下游蒸气管道中的过度温度，例如大约427°C (800° F)以上，通常大约450-大约 460°C (840-大约860° F)或大约510至大约621°C以上(950-1150° F)(取决于原料)通过重质烃原料料流的重质尾馏分的热裂化和热浸泡而导致过度的焦炭形成。因为这种焦炭积累可能产生约束和提高整个工艺内的压降，所以控制闪蒸区内的和紧邻闪蒸区的下游的焦炭积累将是有利的。美国专利号7，244, 871 (其引入本文供参考)公开了在含残油和焦炭前体的烃原料的裂化期间形成的焦炭的除去方法，其中将蒸汽添加到所述原料中以形成混合物，此后通过在闪蒸/分离容器中闪蒸将该混合物分离成气相和液相。然后分离并裂化气相并回收所得的裂化产物。所述容器中的和接近所述容器下游的内表面的结焦如下加以控制中断进料流，用蒸汽吹扫容器，引入空气/蒸汽混合物以至少部分燃烧所述焦炭，并当已经除去足够的焦炭时重新开始进料流。已经发现控制离开闪蒸的蒸气与液体之比是困难的，因为涉及许多变量，包括进入闪蒸的料流的温度，该温度随着炉子负荷变动而改变。当炉子满负荷时，这种温度较高， 当炉子处于部分负荷时，这种温度较低。进入闪蒸的料流的温度还根据加热原料的炉子中的烟道气温度改变。所述烟道气温度又根据炉子中发生的结焦程度改变。当炉子是清洁的或非常轻微结焦时的烟道气温度低于炉子重度结焦时的烟道气温度。烟道气温度还随施加在炉子燃烧器上的燃烧控制变化。当烟道气中有低水平的过量氧气的情况下操作炉子时， 对流段的中间区至上区中的烟道气温度将低于当烟道气中有较高水平的过量氧气的情况下操作炉子时的烟道气温度。美国专利号7，138，047(其引入本文供参考)描述了优化包含在重质烃原料中的挥发性烃的裂化以及减少和避免结焦问题的有利控制的方法。它提供一种方法，该方法通过维持进入闪蒸的料流相对恒定的温度来维持离开该闪蒸的蒸气与液体具有相对恒定的比例。更具体地说，闪蒸料流的恒定温度如下维持在闪蒸之前自动地调整与重质烃原料混合的流体料流的量。流体可以是水。为了避免对流段中的预加热的第一阶段中的焦炭沉积(和辐射和骤冷段中的过度结焦)，在进料完全气化之前和在过度的膜温度在对流段管子中显现之前，一般从对流段排出混合和部分气化的进料和稀释蒸汽料流。据推理过度的膜温度，例如大约510°C (950° F)以上至大约620°C (1150° F)以上(这取决于原料)导致由重质烃原料料流的重质尾馏分形成过多焦炭。减少在闪蒸之后的结焦的进一步努力公开在美国公开专利申请号2005/0209495 中(其引入本文供参考)中，其公开了裂化重质烃的方法，包括加热重质烃原料，将重质烃原料与流体和/或主稀释蒸汽料流混合以形成混合物，将该混合物闪蒸以形成气相和液相，将所述气相分离并裂化，和将传输管线换热器中的产物排出物冷却，其中根据工艺的至少一种经选的操作参数，例如进入闪蒸/液体分离器容器之前的闪蒸料流的温度改变该流体和/或与重质烃原料混合的主稀释蒸汽料流的量。然而，甚至考虑到上述进展，热解炉的各种内接触表面的结焦仍是问题。在过去， 从炉子段中的一个或多个脱除焦炭要求中断炉子的常规生产计划以进行脱焦工艺。这些中断可能在炉子停用期间引起严重的经济问题。解决这种问题的努力公开在美国专利号3，365，387(其引入本文供参考)中，其公开了为炉子中的热裂化管的小部分脱焦而热裂化管的大部分仍保持加工烃原料并产生烯烃产物的方法，通常称为〃运转中脱焦(on-stream decoking)“。运转中脱焦方法的进一步改进公开在于2008年7月11日提交的美国专利申请序列号12/172，048中(其引入本文供参考)，其涉及更现代化热解炉设计的运转中脱焦，该热解炉设计容纳了在炉子对流段内的多个管排和在炉子辐射段上游的气/液分离器容器。然而，现有的脱焦方法导致将焦炭残余物送到脱焦鼓中和将气体例如CO和(X)2排放到大气中，或在运转中脱焦的情况下，将焦炭残余物进一步向下游输送经过稍后在该方法中待移除的体系。在任一情况下，必须收集焦炭残余物并将它送到场外废物处理。
发明内容
发明概述在一个方面中，本申请涉及在烃裂化炉中将含不挥发性组分的烃原料料流裂化的方法，所述烃裂化炉具有在所述炉子烟道内的上部和下部对流加热段、在所述下部对流加热段下游并与其连接的辐射加热段、在所述辐射加热段下游并与其连接的传输管线换热器 (a transfer line exchanger)、容纳炉子燃烧器和所述辐射加热段的炉箱和在所述上部和下部对流加热段之间连接的气/液分离器容器，所述方法包括(a)让所述烃原料料流进入所述上部对流段以将所述烃原料料流加热到足以将所述烃原料料流内的至少一部分烃闪蒸成气相以形成气/液料流的第一温度；(b)让所述气/液料流流出所述上部对流段并进入所述气/液分离器以在所述气/液分离器内将所述气/液料流分离成含烃气相和含烃液相；(c)收集所述液相到所述气/液分离器内的底液中；(d)让所述气相进入所述辐射加热段并将所述气相中的烃裂化以形成含烯烃的排出物料流；和(e)周期性地将空气-蒸汽混合物注入所述对流加热段，然后经过所述气/液分离器以焚烧所形成的焦炭并让所形成的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物在所述炉箱内的炉子燃烧器之间通过。在另一个实施方案中，所述方法包括用从所述底液提取的热将在步骤(a)之前的所述烃原料料流预加热。在另一个实施方案中，所述方法包括将稀释蒸汽注入所述经加热气/液料流中。在另一个实施方案中，所述方法包括在步骤(d)之前让所述含烃气相进入所述下部对流段。在另一个实施方案中，所述方法包括用气流控制系统(a draft control system) 改变所述炉子烟道内的气流，所述气流控制系统包括至少一个布置在所述对流加热段下游的与所述炉子气流相对的炉子风扇。在另一个实施方案中，所述方法包括将汽提气注入所述气/液分离器的接受器段以提高烃蒸气从所述底液的脱除。在另一个实施方案中，所述方法包括在该传输管线换热器中将所述含烯烃的排出物料流骤冷，而形成蒸汽。在另一个实施方案中，所述方法包括让步骤(e)的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物从所述气/液分离器经过所述下部对流加热段、所述辐射加热段和所述传输管线换热器，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。在另一个实施方案中，所述将烃原料料流裂化的方法还包括让所述经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物的一部分从所述气/液分离器经过所述气/液分离器的底液出口，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。在另一个实施方案中，本申请涉及减少烃裂化炉的环境足迹的方法，所述烃裂化炉具有在所述炉子烟道内的上部和下部对流加热段、在所述下部对流加热段下游并与其连接的辐射加热段、在所述辐射加热段下游并与其连接的传输管线换热器、容纳炉子燃烧器和所述辐射加热段的炉箱和在所述上部和下部对流加热段之间连接的气/液分离器容器， 所述方法包括(a)让所述烃原料料流进入所述上部对流段以将所述烃原料料流加热到足以将所述烃原料料流内的至少一部分烃闪蒸成气相以形成气/液料流的第一温度；(b)让所述气/液料流流出所述上部对流段并进入所述气/液分离器以在所述气/液分离器内将所述气/液料流分离成含烃气相和含烃液相；(C)收集所述液相到所述气/液分离器内的底液中；(d)让所述气相进入所述辐射加热段并将所述气相中的烃裂化以形成含烯烃的排出物料流；和(e)周期性地将空气-蒸汽混合物注入所述对流加热段，然后经过所述气/液分离器以焚烧所形成的焦炭并让所形成的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物在所述炉箱内的炉子燃烧器之间通过，以进一步焚烧所述焦炭残余物和将来自所述空气-蒸汽混合物的附加热提供到所述对流段中。在另一个实施方案中，所述方法包括让步骤(e)的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物从所述气/液分离器经过所述下部对流加热段、所述辐射段和所述传输管线换热器，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。适宜地，当将所述附加热提供给所述炉子对流管组时，所述上部和下部对流段的温度在步骤(e)期间增加。本申请的另一个实施方案涉及高的热效率的烃裂化炉，所述烃裂化炉具有炉箱和烟道，所述烟道包括在所述烟道内的上部和下部对流加热段管组，与所述上部对流加热段的入口连接的烃原料料流入口管，布置在所述炉子外部并在所述上部对流加热段的出口和所述下部对流加热段的入口之间连接的气/液分离器容器，布置在所述炉箱内并与所述下部对流加热段的出口连接的辐射加热段管组，在所述炉子外部并与所述辐射加热段连接并在其下游的传输管线换热器，在所述炉箱内的多个炉子燃烧器和脱焦循环系统，所述脱焦循环系统包括第一脱焦循环管，所述第一脱焦循环管在所述传输管线换热器下游连接， 延伸到所述燃烧室中并在所述炉子燃烧器之间离开。所述高的热效率的烃裂化炉还可以包括在所述气/液分离器的底液出口和所述烃原料料流入口管之间连接的换热器，用于从离开所述气/液分离器的经分离的底液提取热并将所述热转移到所述烃原料料流入口管。所述高的热效率的烃裂化炉可以进一步包括在所述传输管线换热器和布置在所述炉子烟道内的另一个换热器之间连接的冷却剂流体管道。适宜地，布置在所述炉子烟道内的所述换热器位于所述上部和下部对流段之间。所述高的热效率的烃裂化炉可以进一步包括气流控制系统，该气流控制系统包括至少一个布置在所述对流加热段下游的与所述炉子气流相对的炉子风扇。适宜地，所述气流控制系统还包括风扇缓冲器(a fan damper) 0在另一个实施方案中，第二脱焦循环管连接在所述气/液分离器容器的底液出口的下游并与所述第一脱焦循环管连接。附图简述
图1是可用于实践本发明的蒸汽热解炉的示意图。实施方案的详细描述本发明提供裂化重质烃原料的集成方法，该方法如下使产量和来自热解炉的烯烃排出物最大化，同时使所述热解方法的环境足迹最小化减少通过所述系统产生的废物并更有效地利用炉子自身内产生的热能来运转热解过程以及其它场外的工艺。除非另有说明，所有百分率、份数、比例等按重量计。除非另有说明，提到的化合物或组分包括化合物或组分本身以及与其它化合物或组分的结合，如化合物的混合物。另外，当量、浓度或其它值或参数作为一系列上限优选值和下限优选值给出时，这应理解为具体公开了由任一对上限优选值和下限优选值形成的所有范围，不管所述范围是否单独公开。本文所使用的不挥发性组分(也称为浙青质、残油(resids)或浙青)是烃原料的具有通过ASTM D-6352-98或D4887测量的590°C (1100° F)以上的标称沸点的级分。本发明对标称沸点760°C (1400° F)以上的不挥发性物质效果非常好。烃进料的沸点分布通过气相色谱蒸馏(GCD)根据ASTM D-6352-98或D4887所述的方法(通过对沸点 7000C (1292° F)以上的材料外推而延伸)测量。不挥发性物质是当烃原料的其余部分气化时保持在液相中的包括焦炭前体的大的、非常高分子量的分子，并且它们在本发明方法遇到的操作条件下能形成焦炭。重质烃原料可以包含大比例，如大约5到大约50%，重质不挥发性组分。此类原料可以包括，作为非限制性实例，以下的一种或多种蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、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、重整油、残液重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、 常压管式蒸馏釜底部流出物、包括底部流出物的真空管式蒸馏釜料流、宽沸程石脑油到瓦斯油冷凝物、来自精炼厂的重质非直馏烃料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油混合物、石脑油/残油混合物、瓦斯油/残油混合物和原油。烃原料的加热可以通过本领域中普通技术人员已知的任何形式进行。然而，如附图所示，优选加热包括让炉子1的上部(离辐射段最远)对流段管组2中的烃原料与来自该炉子辐射段的热烟道气间接接触。这可以如下完成作为非限制性实例，让烃原料穿过位于炉子1的对流段3内部的换热器管组2。经加热的烃原料通常具有大约150-大约 260 0C (大约300-大约500° F)，如大约160-大约230°C (320-450° F)，例如大约170-大约220°C (大约；340_大约430° F)的温度。如本领域技术人员将理解的那样，在工业操作中，所有管组由炉子内的多个、平行流动管子系统组成，而不只有单个管子，如美国专利号3，557，241所述。因此，任何一个或多于一个流路可以由合适的阀门隔离，从而允许脱焦循环在一个或多个所选的停用的管子流路上运转，而不会干扰其余运转中的管子中的总体烃热解工艺。甚至管子的个体管组可以如此隔离，如美国专利申请序列号12/172，048(图1)中所公开的那样。经加热的烃原料可以与以下物质混合主稀释蒸汽(a primary dilution steam) 和，任选地，可以是烃，优选是液体但是任选是蒸气(vapor)、水、蒸汽(steam)、或它们的混合物的流体。优选的流体是水。流体源可以是低压锅炉给水。流体的温度可以低于、等于或大于经加热的原料的温度。经加热烃原料和流体的混合可以在热解炉1的内部或外部进行，但是优选在该炉子外部进行。可以使用本领域已知的任何混合设备进行混合。例如，可以将流体从管线17a注入双喷雾器组装体9的第一喷雾器4中以便混合。在将流体引入经加热的烃原料中后， 第一喷雾器4可以避免或减少由流体的突然气化所引起的锤击。本发明在工艺各部分中使用蒸汽料流。主稀释蒸汽料流17b可以与经加热的烃原料混合，如下面详述那样。在另一个实施方案中，可以在对流段中加热辅稀释蒸汽(a secondary dilution steam)料流18并使之与经加热的混合物料流混合，然后闪蒸。辅稀释蒸汽源可以是已经被过度加热(任选地在热解炉对流段中)的主稀释蒸汽。主和辅稀释蒸汽料流中任一或两个可以包括酸性蒸汽或工艺蒸汽。过度加热所述酸性稀释蒸汽或工艺稀释蒸汽使可能由酸性蒸汽或工艺蒸汽的冷凝引起的腐蚀风险最小化。在本发明的一个实施方案中，除了与经加热原料混合的流体之外，还将主稀释蒸汽17b与原料混合。主稀释蒸汽料流可以优选注入第二喷雾器8中。优选，将主稀释蒸汽料流注入烃流体混合物中，然后使所得的料流混合物经过管子11进入对流段以便通过烟道气额外加热。所述主稀释蒸汽可以具有大于、低于或几乎等同于烃原料料流体混合物的温度， 但是优选所述温度大于所述混合物的温度并用来使所述原料/流体混合物部分气化。所述主稀释蒸汽可以在注入第二喷雾器8之前被过度加热。离开第二喷雾器8的包含经加热烃原料、流体和主稀释蒸汽的混合物料流在闪蒸之前任选地在热解炉3的对流段中被再次加热。加热可以如下完成作为非限制性实例，让该混合物料流穿过位于对流段内部的换热器管组6，所述换热器管组6通常作为炉子的第一、上部对流段管组的一部分，从而通过来自炉子辐射段的热烟道气来加热。经如此加热的混合物料流作为混合物料流12离开该对流段。任选地，该辅稀释蒸汽料流18可以进一步分离成闪蒸蒸汽料流19和旁路蒸汽料流21，该闪蒸蒸汽料流19在闪蒸之前与烃混合物12混合，该旁路蒸汽料流21绕过该烃混合物的闪蒸并改为可以与来自闪蒸/液体分离器5的气相混合，然后该气相在炉子的辐射段中被裂化。本发明可以在所有辅稀释蒸汽18用作闪蒸蒸汽19而没有旁路蒸汽21的情况下操作。或者，本发明可以在辅稀释蒸汽18送到旁路蒸汽21而没有闪蒸蒸汽19的情况下操作。根据本发明，闪蒸蒸汽料流19与旁路蒸汽料流21之比可以是1 20-20 1，甚至可以是1 2-2 1。在这个实施方案中，将闪蒸蒸汽19与烃混合物料流12混合以形成闪蒸料流20，该闪蒸料流20可以成切线地引入闪蒸/液体分离器容器5。优选地，在炉子对流中的过热器段16中将辅稀释蒸汽料流过度加热，然后分离和与烃混合物混合。将闪蒸蒸汽料流19添加到烃混合料流12中有助于混合物中大部分挥发性组分的气化，然后使闪蒸料流20进入闪蒸/液体分离器容器5。然后将混合物料流12或闪蒸料流20闪蒸，例如在闪蒸/液体分离器容器5中闪蒸，以便分离成两个相主要包含挥发性烃和蒸汽的气相和含有大部分不挥发性烃(包括焦炭前体)的液相。从闪蒸/液体分离器容器取出作为塔顶蒸气料流13的气相并经由控制阀36供给炉子的下部对流段管组23 (优选最接近炉子的辐射段)，以便任选的额外加热和经过连通管M到热解炉的辐射段用于裂化。从闪蒸/液体分离器容器5取出作为塔底料流27的经闪蒸混合物料流的液相，其含有大部分焦炭前体。然而，一些焦炭前体不可避免地留在闪蒸/液体分离器容器的内表面上。优选将闪蒸/液体分离器容器5中的蒸气与液体维持在预定的恒定比，但是该比例难以测量和控制。作为替代方案，在闪蒸/液体分离器容器5之前的混合物料流12的温度可以用作间接参数来测量、控制和维持在闪蒸/液体分离器容器5中的大致恒定的蒸气与液体比。理想地，当混合物料流温度越高时，越多挥发性烃将气化并变成为气相用于裂化。然而，当混合物料流温度过高时，更多的重质烃将存在于气相之中并带出到对流炉管子中，最后使该对流管、辐射段管和传输管线换热器42中的管子结焦。如果混合物料流12温度过低的话，则导致在闪蒸/液体分离器容器5中低的蒸气与液体的比，更多挥发性烃将保留在液相中并因此不会用于裂化。混合物料流温度受原料中挥发性物质的最高回收/气化限制，同时避免炉子对流和辐射管中的过度结焦或将所述混合物经由管线13从闪蒸/液体分离器容器输送到炉子1 的管道和容器中的结焦或传输管线换热器42管子中的结焦。可以监测穿过将所述混合物输送到下部对流段23的管道13中的压降，和连通管M中的压降，以及穿过下部对流段23 中的温升和压降，来检测结焦问题的开始。例如，当下部对流段23的交迭压力和工艺入口压力由于结焦(由控制阀36的迅速打开指示)而开始迅速地提高时，闪蒸/液体分离器容器5和混合物料流12中的温度应该降低或降低进料速率。如果结焦发生在下部对流段中， 则到过热器16的烟道气的温度增加，而要求更多减温器水26。混合物料流12温度的选择还由原料的组成来决定。当原料含有较高量的较轻质烃时，混合物料流12的温度可以设得较低并仍然提供在分离器5中的有吸引力的蒸气/液体分流。结果，用于第一喷雾器4的流体的量将提高和/或用于第二喷雾器8的主稀释蒸汽的量将降低，因为这些量直接地影响混合物料流12的温度。当原料含有较高量的重质烃时，混合物料流12的温度应该设置得较高。结果，用于第一喷雾器4的流体的量将降低，而用于第二喷雾器8的主稀释蒸汽的量将提高。通过小心地选择混合物料流温度，本发明可以应用于各种各样的原料。通常，混合物料流12的温度可以设置和控制在大约315-大约 5400C (600-1000° F)，如大约 370-大约 510°C (700-大约 950° F)，例如大约 400-大约 480°C (750-900° F)，常常大约430-大约475°C (810-890° F)。正如以上所讨论，这些值将随烃原料的沸点曲线而变化。确定温度方面的考虑包括希望维持液相以降低焦炭在气/液分离器上游的对流管壁上形成和在闪蒸/液体分离器中形成的可能性。混合物料流12的温度可以通过控制系统7控制，该控制系统至少包括温度传感器和任何已知的控制装置，例如计算机应用。优选地，温度传感器是热电偶。所述控制系统7 与流体阀14和主稀释蒸汽阀15连通以致进入所述两个喷雾器的流体和主稀释蒸汽的量可以被控制。为了维持与闪蒸蒸汽19混合和进入闪蒸/液体分离器容器的混合物料流12处于恒温，以实现闪蒸/液体分离器容器5中蒸气与液体的恒定比并避免温度和闪蒸蒸气/液体的比发生显著的变化，本发明如下操作当混合物料流12在闪蒸/液体分离器容器5之前的温度经设定时，控制系统7自动地在所述两个喷雾器上控制流体阀14和主稀释蒸汽阀 15。当控制系统7检测到混合物料流的温度下降时，它将让流体阀14减少注入第一喷雾器 4的流体17a。如果混合料流的温度开始升高，该流体阀将更大地开启以增加注入第一喷雾器4的流体。
当将主稀释蒸汽料流17b注入第二喷雾器8时，温度控制系统7也可以用来控制主稀释蒸汽阀15以调整主稀释蒸汽料流注入第二喷雾器8的量。这进一步降低闪蒸5中温度改变的急剧变化。当控制系统7检测到混合料流12的温度下降时，它将命令主稀释蒸汽阀15增加主稀释蒸汽料流向第二喷雾器8的注入同时阀14关闭程度更大。如果该温度开始升高，主稀释蒸汽阀将自动加大关闭程度以减少注入第二喷雾器8的主稀释蒸汽料流同时阀14开启得更大。在其中所述流体是水的实施例实施方案中，控制器改变水和主稀释蒸汽的量以维持恒定混合物料流温度12，同时维持混合物11中水+蒸汽与原料的恒定比。为了进一步避免闪蒸温度的急剧变化，本发明还优选在炉子中的辅稀释蒸汽的过度加热段中使用中间减温器25。这允许过热器16出口温度被控制在恒定值下，而独立于炉子负荷变化、焦化程度变化、过量氧气水平变化和其它变量。通常，这一减温器25将辅稀释蒸汽的温度维持在大约 425-大约 590°C (800-1100° F)，例如大约 455-大约(850-1000° F)，例如大约 455-大约510°C (850-950° F)，通常大约470-大约495°C (875-925° F)。该减温器可以是控制阀和任选的水雾化器喷嘴。在部分预加热之后，辅稀释蒸汽离开对流段并可以添加来自管线26的水的细雾，该细雾会迅速地气化掉并降低温度。优选然后在对流段中进一步加热该蒸汽。添加到过热器的水量可以控制与混合物料流12混合的蒸汽的温度。虽然上述描述基于调节注入在两个喷雾器4和8中的烃原料中的流体和主稀释蒸汽料流的量，但是根据在闪蒸/液体分离器容器5之前混合物料流12的预定温度，相同控制机理可以应用于在其它位置处的其它参数。例如，可以改变闪蒸蒸汽19的闪蒸压力和温度和流速以影响闪蒸中的蒸气与液体之比的改变。此外，烟道气中的过量氧气也可以是控制变量，即使可能地是一种迟钝的变量。控制离开闪蒸/液体分离器容器的蒸气与液体之比的备选或额外的方法公开在美国专利号7，351，872中，该文献引入本文供参考。为热解炉1安装气流管理系统，其至少包括布置在对流段下游与炉子气流的方向相对的风扇64，该风扇64可以经调节来改变经过炉子烟道抽吸的烟道气体积并因此调节热混合物料流、蒸气料流或闪蒸料流的温度。炉子风扇的速度可以响应于气流中的改变而改变。例如，炉子风扇速度的增加将引起气流中的增加，这将增加烟道气氧并从而将提高对流段2中的温度。在一个备选的实施方案中，风扇可以在恒定速度下操作并且可以通过调整风扇入口缓冲器改变气流。气流管理系统的其它组件包括到燃烧器10的缓冲器(未示出)、炉身缓冲器(未示出)或上述的任何组合。除了维持进入闪蒸/液体分离器容器的混合物料流12处于恒温之外，还通常希望维持闪蒸料流20的恒定的烃分压，以维持闪蒸/液体分离器容器中恒定的蒸气与液体比。 举例来说，恒定的烃分压可以这样来维持通过使用气相管线13上的控制阀36维持恒定的闪蒸/液体分离器容器压力，并控制料流20中蒸汽与烃原料的比例。气相管线13除了气相之外还含有痕量的冷凝气相。这些痕量的冷凝气相通常占总塔顶料流的少于大约3wt %， 比方说，少于大约Iwt %。然而，它们的存在是高度不希望的，因为这些冷凝物能充当焦炭前体。通常，本发明中闪蒸料流的烃分压经设置和控制在大约25-大约 830kPaa (4-120psia)，例如大约 35-大约 IOOkPaa (5_15psia)，例如大约 40-大约 75kPaa(6-llpsia)。
在一个实施方案中，闪蒸在至少一个闪蒸/液体分离器容器中进行。通常，该闪蒸是有或者没有回流的一阶段方法。该闪蒸/液体分离器容器5通常在大约275-大约HOOkPagG0-205psig)的压力下操作，其温度通常相同于或略低于进入该闪蒸/液体分离器容器5之前的闪蒸料流20的温度。通常，闪蒸/液体分离器容器工作的温度为大约310-大约540°C (600-大约1000° F)。例如，闪蒸的压力可以为大约600-大约 1 IOOkPag (85-155psig)且所述温度可以为大约370-大约490°C (700-920° F)。作为另一个实例，闪蒸的压力可以为大约700-大约IOOOkPag(105-145psig)，温度为大约400-大约 480 0C (750-900° F)。在又一个实例中，闪蒸/液体分离器容器的压力可以为大约700-大约800kPag(105-115psia)且温度可以为大约430-大约475°C (810-890° F)。取决于混合物料流12的温度，正被闪蒸的混合物料流的一般大约50-大约98%，例如大约60-大约 95 %，例如大约65-大约90 %在气相中。在一个方面中，一般操作闪蒸/液体分离器容器5来维持在该容器底部的液相处于足够低的温度下以防止液相热裂化足够迅速地发生而在该分离器底部中形成焦炭。在进入闪蒸/液体分离器容器的闪蒸料流中使用辅稀释蒸汽料流18会降低气化温度，原因在于它会降低烃的分压(即，该蒸气的较大摩尔比例是蒸汽)，从而会降低需要的液相温度。将一部分外部冷却的闪蒸/液体分离器容器底液30循环回闪蒸/液体分离器容器以帮助冷却在该闪蒸/液体分离器容器5底部新分离的液相还可能是有帮助的。料流27可以经由泵 37从闪蒸/液体分离器容器5的底部输送到冷却器28。在一个实施方案中，底液料流27可以通过冷却器观中进入的原料冷却，并相反地，加热所述原料而帮助使系统的热效率最大化。经冷却的料流四然后可以分流成循环料流30和输出料流22。循环料流的温度将通常为大约500-大约600° FQ60-315°C )，例如520-550° F(270-290°C ) 循环料流的量可以为闪蒸/液体分离器容器内部新分离的底液的量的大约80-大约250%，例如90-225%， 例如 100-200%。在另一个方面中，一般还操作闪蒸以使闪蒸容器中的液体停留/保持时间最小化。在一个实例实施方案中，液相经由在闪蒸/液体分离器容器底部上的小直径"接受器"或筒体35排出该容器。通常，在所述鼓中液相停留时间少于75秒，例如小于60秒，例如少于30秒，常常少于15秒。在闪蒸/液体分离器容器中液相停留/保持时间越短，在该闪蒸/液体分离器容器底部产生的结焦越少。所需挥发性组分从闪蒸/液体分离器的回收方面的另一个改进可以通过将汽提气经由管子33引入分离器容器5的接受器35中而达到。汽提气可以包括任何非反应性的气体，例如蒸汽、氮气、烃气等，其中过度加热的辅稀释蒸汽是优选的实施方案。美国公开专利申请号2006/0129012(其引入本文供参考)公开了此种系统。虽然料流27流出接受器35的底部是优选的实施方案，但是料流27可以定位为接受器35的侧放料(a side drawoff)或闪蒸/液体分离器容器5的下段。离开闪蒸/液体分离器容器5的气相可以含有，例如55-70%烃和30_45%蒸汽。 气相的终沸点通常小于大约760°C (1400° F)，例如小于大约590°C (1100° F)，通常小于大约565°C (1050° F)。气相经过塔顶管13连续地从该闪蒸/液体分离器容器5取出，该塔顶管任选地将该蒸气输送到离心分离器38以除去痕量的夹带和/或冷凝的液体。蒸气然后通常流入歧管，该歧管将该流体分布到炉子的对流段。
从闪蒸/液体分离器容器5连续取出的气相料流13优选在热解炉下部对流段23中被来自该炉子辐射段40的烟道气过度加热，而达到例如大约425-大约 7050C (800-1300° F)的温度。然后将该气相引入热解炉的辐射段40以裂化。从闪蒸/液体分离器容器取出的气相料流13可以任选地与旁路蒸汽料流21混合然后引入炉子下部对流段23中。在旁路蒸汽21与气相料流13的混合之后的过度加热确保在炉子这一段中的混合物的所有组分在进入辐射段40之前气化。在下部对流段23中将气相的温度提高到大约 425-大约705°C (800-1300° F)还帮助辐射段中的操作，因为可以降低辐射管金属温度。 这导致在辐射段中的更小结焦可能性。然后在热解炉的辐射段40中将经过度加热的蒸气 M裂化以产生包含烯烃(包括乙烯及其它所需轻质烯烃)和副产物的排出物，让该排出物流到回收设备组以便产物回收。本发明独特的是第一脱焦循环管57a，其从正好在传输管线换热器42下游的管线 43延伸到热解炉燃烧室中的燃烧器10之间的位置。这种系统允许来自脱焦循环的排出物， 例如焦炭残余物、空气/蒸汽混合物和CO气体沉积在所述燃烧室内和燃烧器之间，而导致焦炭残余物的进一步焚烧。较小流量的空气/蒸汽混合物可以在脱焦期间经过第二脱焦循环管57b从分离器的底部提取，并使之在注入辐射燃烧室之前与主要的脱焦循环排出物混合。这种第二空气/蒸汽流动确保从分离器容器底部除去焦炭。因此，虽然脱焦的现有技术方法要求在场外的废物处理场处理焦炭残余物，但是本发明方法减少或消除了在热解炉本身内的脱焦废物。最佳地，地面燃烧器(floor burner)例如美国专利6，877，980(该文献引入本文供参考)中公开的那些用于燃烧室。重要地，将来自脱焦循环的排出物送到炉箱/燃烧器中还将由脱焦工艺产生的附加热转移到炉子对流段中，从而提高从对流段管子除去焦炭的效率。由本发明中的重质烃原料的裂化产生的辐射段排出物41可以在传输管线换热器 42中迅速地冷却，而在具有蒸汽鼓47的热虹吸装置中产生高压蒸汽48。传输管线换热器中产生的蒸汽可以用于驱动大型蒸汽涡轮机，该大型蒸汽涡轮机给乙烯生产设备中其它地方使用的主压缩机供电。为了获得蒸汽涡轮机中的高的能量效率和电力产生，必须过度加热所述传输管线换热器中产生的蒸汽。例如，在标称的 10, 340kPag(1500psig)蒸汽系统中，蒸汽将以大约315°C (600° F)产生并将在炉子的对流段中过度加热到大约425-590°C (800-大约1100° F)，例如大约455_510°C (850-大约 950° F)，然后在蒸汽涡轮机中消耗。从所述鼓取得的饱和蒸汽48优选在高压蒸汽过热器组49中过度加热。为了在所有炉子操作条件下达到最佳涡轮机入口蒸汽温度，可以在高压蒸汽过热器组中使用中间减温器(或调温器)M。这允许过热器49出口温度被控制在恒定值下，而独立于炉子负荷变化、结焦程度变化、过量氧气水平变化和其它变量。通常，这一减温器M将高压蒸汽的温度维持在大约425-大约590°C (800-大约1100° F)，例如大约450-大约540°C (850-大约 1000° F)，例如大约450-510°C (850-大约950° F)。减温器可以是控制阀和水雾化器喷嘴。在部分加热之后，高压蒸汽50离开对流段并可以添加来自管线51的水的细雾，该细雾会迅速地气化掉并降低温度。然后将高压蒸汽52送回到对流段待进一步加热并在管线53 离开以用于乙烯生产设施中的其它应用，如上所述。添加到过热器的水的量可以控制蒸汽的温度。 为了提高控制所需重质烃原料料流在第一管排中的结焦的能力，高压蒸汽过热器可以位于对流段中以致它在气相过热器下游(相对于烟道气从炉子辐射段的流动)且在第一管排上游。因为两个过热器都位于炉子烟道/对流段内，所以它们不但用来过度加热用于运转其它工艺和蒸汽涡轮机的蒸汽，而且根据需要用来骤冷炉子烟道气。
虽然已经参考特定的实施方案对本发明进行了描述和举例说明，但是本领域技术人员将意识到本发明适用于不一定在本文中举例说明的变化方案。因此，则应该仅根据所附权利要求书来确定本发明的真实范围。
权利要求
1.在烃裂化炉中将含不挥发性组分的烃原料料流裂化的方法，所述烃裂化炉具有在所述炉子烟道内的上部和下部对流加热段、在所述下部对流加热段下游并与其连接的辐射加热段、在所述辐射加热段下游并与其连接的传输管线换热器、容纳炉子燃烧器和所述辐射加热段的炉箱和在所述上部和下部对流加热段之间连接的气/液分离器容器，所述方法包括(a)让所述烃原料料流进入所述上部对流段以将所述烃原料料流加热到足以将所述烃原料料流内的至少一部分烃闪蒸成气相以形成气/液料流的第一温度；(b)让所述气/液料流流出所述上部对流段并进入所述气/液分离器以在所述气/液分离器内将所述气/液料流分离成含烃气相和含烃液相；(c)收集所述液相到所述气/液分离器内的底液中；(d)让所述气相进入所述辐射加热段并将所述气相中的烃裂化以形成含烯烃的排出物料流；和(e)周期性地将空气-蒸汽混合物注入所述对流加热段，然后经过所述气/液分离器以焚烧所形成的焦炭并让所形成的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物在所述炉箱内的所述炉子燃烧器之间通过。
2.根据权利要求1的将烃原料料流裂化的方法，还包括用从所述底液提取的热将在步骤(a)之前的所述烃原料料流预加热。
3.根据权利要求1的将烃原料料流裂化的方法，还包括将稀释蒸汽注入所述经加热的气/液料流中。
4.根据权利要求1的将烃原料料流裂化的方法，还包括在步骤(d)之前让所述含烃气相进入所述下部对流段。
5.根据上述权利要求中任一项的将烃原料料流裂化的方法，还包括用气流控制系统改变所述炉子烟道内的气流，所述气流控制系统包括至少一个布置在所述对流加热段下游的与所述炉子气流相对的炉子风扇。
6.根据上述权利要求中任一项的将烃原料料流裂化的方法，还包括将汽提气注入所述气/液分离器的接受器段以提高烃蒸气从所述底液的脱除。
7.根据上述权利要求中任一项的将烃原料料流裂化的方法，还包括在所述传输管线换热器中将所述含烯烃的排出物料流骤冷，而形成蒸汽。
8.根据权利要求1的将烃原料料流裂化的方法，还包括让步骤(e)的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物从所述气/液分离器经过所述下部对流加热段、所述辐射加热段和所述传输管线换热器，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。
9.根据权利要求1的将烃原料料流裂化的方法，还包括让所述经焚烧的焦炭残余物/ 空气-蒸汽混合物的一部分从所述气/液分离器经过所述气/液分离器的底液出口，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。
10.权利要求1的方法，用在用于减少烃裂化炉的环境足迹的方法中，所述烃裂化炉具有在所述炉子烟道内的上部和下部对流加热段、在所述下部对流加热段下游并与其连接的辐射加热段、在所述辐射加热段下游并与其连接的传输管线换热器、容纳炉子燃烧器和所述辐射加热段的炉箱和在所述上部和下部对流加热段之间连接的气/液分离器容器，所述方法包括(a)让所述烃原料料流进入所述上部对流段以将所述烃原料料流加热到足以将所述烃原料料流内的至少一部分烃闪蒸成气相以形成气/液料流的第一温度；(b)让所述气/液料流流出所述上部对流段并进入所述气/液分离器以在所述气/液分离器内将所述气/液料流分离成含烃气相和含烃液相；(c)收集所述液相到所述气/液分离器内的底液中；(d)让所述气相进入所述辐射加热段并将所述气相中的烃裂化以形成含烯烃的排出物料流；和(e)周期性地将空气-蒸汽混合物注入所述对流加热段，然后经过所述气/液分离器以焚烧所形成的焦炭并让所形成的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物在所述炉箱内的所述炉子燃烧器之间通过，以进一步焚烧所述焦炭残余物和将来自所述空气-蒸汽混合物的附加热提供到所述对流段中。
11.根据权利要求10的减少烃裂化炉的环境足迹的方法，还包括让步骤(e)的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物从所述气/液分离器经过所述下部对流加热段、所述辐射加热段和所述传输管线换热器，然后让它在所述炉子燃烧器之间通过。
12.根据权利要求10的减少烃裂化炉的环境足迹的方法，其中提供给所述炉箱的所述附加热在步骤(e)期间增加所述上部和下部对流段的温度，从而提高脱焦效率。
13.权利要求1的方法，包括高的热效率的烃裂化炉，所述烃裂化炉具有炉箱和烟道， 所述烟道包括在所述烟道内的上部和下部对流加热段管组，与所述上部对流加热段的入口连接的烃原料料流入口管，布置在所述炉子外部并在所述上部对流加热段的出口和所述下部对流加热段的入口之间连接的气/液分离器容器，布置在所述炉箱内并与所述下部对流加热段的出口连接的辐射加热段管组，在所述炉子外部并与所述辐射加热段连接并在其下游的传输管线换热器，在所述炉箱内的多个炉子燃烧器和脱焦循环系统，所述脱焦循环系统包括第一脱焦循环管，所述第一脱焦循环管在所述传输管线换热器下游连接，延伸到所述燃烧室中并在所述炉子燃烧器之间离开。
14.根据权利要求13的高的热效率的烃裂化炉，还包括在所述气/液分离器的底液出口和所述烃原料料流入口管之间连接的换热器，用于从离开所述气/液分离器的经分离的底液提取热并将所述热转移到所述烃原料料流入口管。
15.根据权利要求13的高的热效率的烃裂化炉，其中所述传输管线换热器还包括在所述传输管线换热器和布置在所述炉子烟道内的另一个换热器之间连接的冷却剂流体管道。
16.根据权利要求15的高的热效率的烃裂化炉，其中布置在所述炉子烟道内的所述换热器位于所述上部和下部对流段之间。
17.根据权利要求13的高的热效率的烃裂化炉，还包括气流控制系统，所述气流控制系统包括至少一个布置在所述对流加热段下游的与所述炉子气流相对的炉子风扇。
18.根据权利要求17的高的热效率的烃裂化炉，其中所述气流控制系统还包括风扇缓冲器。
19.根据权利要求13的高的热效率的烃裂化炉，其中第二脱焦循环管连接在所述气/ 液分离器容器的底液出口的下游并与所述第一脱焦循环管连接。
全文摘要
在烃裂化炉中将含不挥发性组分的烃原料料流裂化的方法，所述烃裂化炉具有在所述炉子烟道内的上部和下部对流加热段、在所述下部对流加热段下游并与其连接的辐射加热段、在所述辐射加热段下游并与其连接的传输管线换热器、容纳炉子燃烧器和所述辐射加热段的炉箱和在所述上部和下部对流加热段之间连接的气/液分离器容器，所述方法包括(a)让所述烃原料料流进入所述上部对流段以将所述烃原料料流加热到足以将所述烃原料料流内的至少一部分烃闪蒸成气相以形成气/液料流的第一温度；(b)让所述气/液料流流出所述上部对流段并进入所述气/液分离器以在所述气/液分离器内将所述气/液料流分离成含烃气相和含烃液相；(c)收集所述液相到所述气/液分离器内的底液中；(d)让所述气相进入所述辐射加热段并将所述气相中的烃裂化以形成含烯烃的排出物料流；和(e)周期性地将空气-蒸汽混合物注入所述对流加热段，然后经过所述气/液分离器以焚烧所形成的焦炭并让所形成的经焚烧的焦炭残余物/空气-蒸汽混合物在所述炉箱内的炉子燃烧器之间通过。
文档编号C10G9/16GK102227488SQ200980147861
公开日2011年10月26日 申请日期2009年11月18日 优先权日2009年1月5日
发明者C·M·斯彻尔, D·B·思百斯, J·M·弗莱伊, S·安娜玛莱 申请人:埃克森美孚化学专利公司