用于加工烃热解流出物的方法

专利名称：用于加工烃热解流出物的方法
技术领域：
本发明涉及用于加工来自烃热解单元，特别是利用液体进料的那些单元的流出物的方法。
背景技术：
由各种烃原料生产轻烯烃(乙烯、丙烯和丁烯)典型地利用热解或蒸汽裂解的技术。热解涉及充分地加热 所述原料以引起较大分子的热分解。然后，可以通过使用常规的方法或装置冷却来自裂解炉的流出物。然而，这种热解方法可以产生倾向于结合而形成被称为焦油的高分子量材料的分子。焦油是高沸点的、粘的、反应性的材料，其在某些条件下能够污染装置。所述装置的污染应被最小化，以避免与清洁所述装置相关的无效率和停工期。在热解流出物离开蒸汽裂解炉后焦油的形成可以被通过使离开热解单元的流出物的温度快速降低至焦油形成反应被大大减慢的水平而被最小化。各种技术可以被用于冷却热解单元流出物和除去所产生的重油和焦油。例如，一种途经可以采用热交换器和其后的水骤冷塔，在水骤冷塔中可冷凝物被除去。当裂解轻气体(主要是乙烷、丙烷和丁烷)时，该技术已经证实是有效的，因为加工轻进料的裂化器(共同地被称为气体裂化器)产生相对小量的焦油。对于可以被用于蒸汽裂化器(其裂化石脑油(例如液体裂化))的更重的原料，另一种方法可能涉及从液体裂解除去一些热量但仅降低至焦油开始冷凝的温度的热交换器。在该温度以下，不应该使用常规的热交换器，因为它们因焦油在所述热交换器表面上的累积和热降解而快速粘污。这样，在商业液体裂化器结构中，裂解炉流出物的冷却通常使用输送管线热交换器，通常直接的骤冷，主分馏器，和水骤冷塔或间接冷凝器的系统实现。如可以理解的，有效的热量回收提高所述系统的操作。即，从蒸汽裂解炉流出物有效回收热量在烯烃装置的总体能量效率方面是有利的。例如，蒸汽裂解炉的出口温度典型地在约1，500° F(815° C)(所述温度取决于原料的质量和裂解苛刻度)操作。通过在该高温下操作，在所述流出物被冷却至接近环境温度以便进行初始产物分离和压缩时，大量的热量可以被回收。在典型的烃裂解系统中，输送线换热器(TLE)被用于在炉流出物离开裂解炉时由所述炉流出物的初始冷却产生超高压(SHP)蒸汽。所述SHP蒸汽可以包括在约1，500磅/平方英寸表压(psig)-约2，OOOpsig (约10，450千帕斯卡(kpa)-约13，982kpa)范围内的压力。第一热交换器由高压锅炉进料水产生饱和的SHP蒸汽。通过所述TLE产生的饱和的SHP蒸汽可以被在所述炉的对流区进一步过热，以增加其可以做的功的量。
然而，典型结构的TLE仅能回收炉流出物热量的一部分，因为它被焦油开始冷凝时的温度(即焦油露点)限制。即，在所述TLE的工艺侧的出口温度受到当遇到露点时的粘污限制。如上面指出的，在所述流出物中的重质组分在焦油露点冷凝和粘污所述TLE表面，使得它们对热量传递来说是无效的。对于石脑油裂化器，焦油露点粘污限制TLE出口温度至最小约700° F(371° C)。对于比石脑油重的进料，TLE出口温度高于700° F(371° C)，因为所述流出物焦油露点更高。所述TLE出口温度也受蒸汽发生温度的温度限制，该温度对于1500psig(10，450kpa)蒸汽来说为约600° F(315° C)。这样，与所述炉相邻的TLE仅能够从液体裂解回收流出物热量至约650° F-约1000° F(约343° C-约538° C)的温度，取决于进料的重度。在初始冷却之后，所述流出物典型地被提供到主分馏器系统。所述主分馏器系统是非常复杂的装置组，其典型地包括油骤冷区、主分馏器塔和一个或多个外部油循环回路。在所述油骤冷区，骤冷油被添加，以将所述流出物物流从约400° F-约650° F(约204° C-约343° C)冷却，由此冷凝所述物流中存在的焦油。在所述主分馏器塔中，所述冷凝的焦油被与所述物流的其余部分分离，热量被在一个或多个循环区中通过循环油除去，并且热解汽油馏分被在一个或多个蒸馏区中与更重的材料分离。在所述一个或多个外部循环回路中，从所述主分馏器取出的油被使用间接热交换器冷却和然后返回到所述主分馏器或所述直接骤冷点。具有其相关循环系统的所述主分馏器系统是整个裂解工艺中较昂贵的组件之一。所述主分馏器塔本身是所述工艺中最大的单件设备，对于中等大小的液体裂化器所述主分馏器塔典型地为约25英尺直径和超过100英尺高。所述塔是大的，因为它在大体积的低压气体存在下有效分馏两种次要组分，即焦油和热解汽油，并且需要驱回所述进料中显著过量的热量。所述循环回路同样是大的，在中等大小的裂化器的情况下处理超过300万磅/小时(lb/hr) (1，363，636kg/hr)的循环油。由于高的流量、为了以有用的水平回收热量所需要的接近的温度逼近和对粘污的容忍性，所述循环回路中的热交换器必然是大的。另外，所述主 分馏器有许多其它局限和问题。特别地，热量输送发生两次，即从气体至在所述塔内的循环液体和然后从所述循环液体至外部冷却服务装置。这有效地要求在两个热交换系统中的投资，并在热量脱除上强加了两个温度逼近(或温度差)，由此降低热效率。而且，尽管在所述焦油和汽油物流间发生了分馏，两个物流经常需要被进一步加工。有时所述焦油需要被汽提以除去轻组分，而所述汽油可能需要被再次分馏，以满足其最终规格。而且，所述主分馏器塔和其循环系统容易被粘污。焦炭累积在所述塔的塔底区，并且最后不得不被在装置检修期间除去。所述循环回路也容易被粘污，要求从过滤器除去焦炭和被粘污的热交换器的定期清洁。所述塔中的塔盘和填料有时也容易被粘污，这可能限制装置生产。所述系统还含有相当大量的可燃的液体烃，从内在安全性观点来看这是不希望的。因此需要用于冷却热解单元流出物和提供从所述流出物有效的热量回收的提高的方法。而且，因此需要用于冷却热解单元流出物和除去所产生的重油和焦油的简化的方法，该方法避免了对主分馏器塔和其辅助装置的需要。本发明技术提供有效的热量回收方法和/或流出物冷却方法，所述方法克服了上面讨论的缺点中的一个或多个。相关的材料可以在以下文件中找到:美国专利号3，907，661 ;3，923，921 ；3，959，420 ;4，121，908 ;4，150，716 ;4，233，137 ;4，279，733 ;4，279，734 ;4，444，697 ；4，446，003 ;5，092，981 ;5，107，921 ;5，294，347 ；和 5，324，486。另外的材料可以见国际专利申请号2000/56841和1993/12200 ;英国专利号1，390，382和I, 309，309 ；EP专利号205205和日本专利号2001-40366。另外的材料还可以见以下出版物:Lohr etal., “Steam-cracker Economy Keyed to Quenching,，，Oil & Gas Journal, Vol.76 (N0.20), pp.63-68，(1978)。发明概述在一个实施方案中，用于裂解烃进料的方法被描述。所述方法包括:提供烃进料给烃热解单元，以产生裂解的流出物；使来自所述烃热解单元的裂解的流出物的至少一部分通过第一热交换器；将来自所述第一热交换器的所述裂解的流出物的至少一部分分离成气体流出物和液体流出物，这可以在蒸气-液体分离器中进行；使来自分离器的气体流出物的至少一部分通过第二热交换器；将来自所述第二热交换器的所述流出物的至少一部分通到分馏器；通过使实用流体通过所述第二热交换器而在所述第二热交换器中从所述气体流出物的至少一部分回收热量；和通过使来自所述第二热交换器的所述实用流体通过所述第一热交换器而在所述第一热交换器中从所述裂解的流出物的至少一部分回收热量。所述方法可以进一步包括在另外的工艺如操作透平中使用所述被加热的实用流体。在另一个实施方案中，烃裂解系统被描述。该系统包括烃热解单元、分离器、第一热交换器、第二热交换器和分馏器。所述烃热解单元被构建成一定形式，以接收烃进料和由所述烃进料产生裂解的流出物。而且，所述第一热交换器与所述烃热解单元流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分和加热实用流体的至少一部分。所述分离器与所述第一热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以由所述裂解的流出物的所述至少一部分分离液体流出物和气体流出物。所述第二热交换器与所述分离器流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述分离器的所述气体流出物的至少一部分和在所述第一热交换器接收所述实用流体的至少一部分之前加热所述实用流体的该至少一部分。所述分馏器可以与所述第二热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以接收来自所述第二热交换器的所述流出物的该至少一部分。在又一个实施方案中，用于蒸汽裂解烃进料的方法被描述。所述方法包括:提供烃进料给烃热解单元，以产生裂解的流出物；分离来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分，其中气体流出物被与液体流出物分离，所述液体流出物可以包括蒸汽裂解的焦油以及其它塔底物；在第一热交换器中冷却来自所述分离器的所述气体流出物的至少一部分；将来自所述第一热交换器的流出物的至少一部分通到一个或多个蒸汽发生器；将来自所述一个或多个蒸汽发生器的流出物的至少一部分通到第二热交换器；和将来自所述第二热交换器的流出物的至少一部分通到分馏器。在又一个实施方案中，流出物处理系统被描述。该系统包括烃热解单元、分离器、第一热交换器、第二热交换器、 一个或多个蒸汽发生器和分馏器。所述烃热解单元被构建成一定形式，以接收烃进料和由所述烃进料产生裂解的流出物。所述分离器与所述烃热解单元流体连通，并且被构建成一定形式以由来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分分离液体流出物(如蒸汽裂解的焦油以及其它塔底产物)和气体流出物。所述第一热交换器与所述分离器流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述分离器的所述气体流出物的至少一部分。所述一个或多个蒸汽发生器与所述第一热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以接收来自所述第一热交换器的所述流出物的至少一部分。所述第二热交换器与所述一个或多个发生器流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的至少一部分。所述分馏器与所述第二热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以接收来自所述第二热交换器的所述流出物的至少一部分。附图简要说明

图1是按照本发明技术的一个示例性实施方案从裂解烃进料的流出物的冷却回收热量的方块流程图。图2是按照本发明技术的一个替代的示例性实施方案从裂解烃进料的流出物的冷却回收热量的方块流程图。图3是按照本发明技术的另一个替代的示例性实施方案从裂解烃流出物的冷却回收热量的示意流程图。图4是按照本发明技术的另一个替代的示例性实施方案从裂解烃流出物的冷却回收热量的另一个示意流程图。本发明将被结合本发明技术的优选实施方案描述。然而，就以下详细描述是针对本发明的具体实施方案或具体用途的程度而言，这种描述意图仅是举例说明性质的，并且不应被解释为限制本发明的范围。相反，其意图覆盖可以被包括在由所附权利要求书定义的本发明的精神和范围内的所有可供选择的选项、改变和等价物。实施方案的详细描 述本技术提供了用于处理烃热解单元(其可以被称为热解反应器或炉)的流出物物流的有效率的安排，以由所述流出物物流除去和回收热量和分离希望的烃。例如，本发明技术可以分离C5+烃，提供分离的热解汽油、瓦斯油、骤冷油和焦油馏分，以及在所述流出物中的希望的C2-C4烯烃，而不利用主分馏器循环。典型地，在本发明技术的一个或多个实施方案中使用的所述流出物通过在约40° C—约704° C(约104° F—约1300° F)的温度范围内沸腾的烃进料如石脑油、截尾原油(tailed crudes)或瓦斯油的热解生产。例如，所述流出物可以通过具有超过约180° C(约356° F)的终沸点的烃进料如比石脑油重的进料的热解来生产。这样进料包括在约177° C—约538° C(约350° F—约1000° F)的范围内或在约204° C —约510° C(约400° F—约950° F)的范围内沸腾的那些进料。典型的比石脑油重的进料可以包括重质冷凝物、瓦斯油、加氢裂化产物、煤油、冷凝物、截尾原油和/或截尾原油馏分，例如截尾的拔顶油。所述流出物在热解反应器的出口的温度通常在约760° C-约930° C(约1400° F—约1706° F)的范围内，并且本发明技术提供了冷却所述流出物至在分馏器的希望的温度的方法，所述希望的温度可以包括在约100° C—约200° C(212° F — 392° F)范围内的温度。在该温度范围内，所述希望的C2-C4烯烃可以被进一步冷却和有效压缩。为了有效地管理所述热量脱除和回收，本发明技术的一个或多个实施方案涉及用于从裂化器流出物除去和回收热量的热交换器的优化的安排或构型。典型地，单一热交换器受热流出物物流的温度和实用流体物流的温度之间的温度差限制。两个或更多个冷却段(具体地以特定的顺序)的使用通过提供热和冷物流的更多反向流动安排而克服了该限制。这样，配置所述热交换器以提供用于实用流体如锅炉进料水的两个或更多个加热段，同时还提供用于所述炉的流出物的两个或更多个冷却段是有益的。最初的段或第一段可以涉及较高的温度，而后面的或第二段涉及较低的温度。结果，所述两个加热和冷却段(例如呈该构型或顺序的两个或更多个热交换器)能够加热所述实用流体至比采用任何单一热交换器可能实现的温度高的温度，并且提供了用于由所述流出物回收热量的有效率的机制。而且，在其它实施方案中，这些热交换器可以被与呈具体构型的其它装置一起使用，以进一步提高所述烃裂解系统的热量回收方法。这些构型或安排可以被用于提供在不同的加热和冷却段中的热交换器的更大温度差，如下面进一步讨论的。例如，在某些实施方案中，所述热交换器可以被与一个或多个蒸汽发生器一起安排，以便以更有效的方式回收热量。而且，在下面进一步讨论的各种实施方案中，应该理解，所述实用流体和所述炉的流出物是不混合的分开的物流。这些不同的物流中的每一个可以被保持在不同的压力，基于所述系统的具体构型和操作设计。例如，所述热交换器可以包括输送线换热器、套管式换热器或管壳式换热器。转到图1，按照本发明技术的一个示例性实施方案的、从裂解烃流出物的冷却回收热量的方法的方块流程图100被公开。在该流程图100中，提供了烃热解单元102(例如裂化器、反应器或炉)以及第一热交换器104、分离器106、第二热交换器108和分馏器110。这些单元102-110 (它们是烃裂解系统的一部分)被以特定的安排一起使用，以在裂解的烃流出物被冷却时从所述裂解的烃流出物回收热量。该方法包括裂解烃进料和在各种段中冷却裂解的烃流出物，同时实用流体被加热以回收输入到所述烃裂解方法中的能量。特别地，所述裂解的烃流出物的冷却被描述在方块122-130中，而所述实用流体的加热被描述在方块 134-138 中。首先，在方块12 0提供烃进料。所述烃进料可以包括例如乙烷，丙烷，丁烷，油，石脑油，戊烷，瓦斯油，冷凝物和原油。在方块122，所述烃进料被裂解以产生流出物。该裂解方法可以包括气体裂解、蒸汽裂解或液体裂解，如本领域技术人员可以理解的。作为具体的实例，美国专利申请号2007/0007172和2007/0007174 (它们通过引用结合在本文中)描述了示例性的裂解方法。如上面指出的，所述烃进料的裂解(其产生流出物)可以包括约760° C—约930° C(约1400° F—约1706° F)的温度，所述温度取决于所述烃进料的质量。作为所述裂解方法的一部分，所述烃进料被加热，以引起所述进料的热分解以产生更低分子量的烃，例如C2-C4烯烃。为了冷却所述流出物，对所述烃裂解流出物进行各种步骤，如在方块124-130中显示的。在方块124中，所述流出物被在第一热交换器104中冷却。所述流出物的热量可以通过所述第一热交换器104传递到所述实用流体，所述第一热交换器104例如可以是输送线换热器(TLE)。在该阶段，所述流出物可以被从在所述第一热交换器104的入口处的温度冷却至第一热交换器出口温度，所述第一热交换器104的入口处的温度可以与所述炉出口的温度相同或低于所述炉出口的温度。如可以理解的，在所述第一段中的温度范围可以改变，取决于不同的烃进料。再一次地，如上面指出的，所述第一热交换器出口温度应该被设定以防止粘污，例如高于焦油露点粘污极限371° C — 537° C(700° F — 1000° F)。所述第一热交换器可以任选地被偶联到直接骤冷。所述直接骤冷可以冷却来自所述第一热交换器104的流出物至至少通过所述流出物的组分间的反应形成的焦油冷凝的温度。所述直接骤冷可以包括油骤冷、水骤冷或其它合适的方法。作为一个实例，美国专利号3，923，921描述了直接骤冷方法。一旦所述焦油被冷凝，所述流出物可以被分离成不同的物流，例如液体流出物和气体流出物，如方块126中显示的。所述液体流出物可以包括蒸汽裂解的焦油以及其它塔底物。所述蒸汽裂解的焦油(其可以是热解燃料油)典型地被作为塔底物产物得到，其名义上具有550° F+(288° C+)和更高的沸点，例如超过550° F或超过288° C的温度。所述分离器106可以包括蒸气-液体分离器或焦油分离鼓，如本领域中已知的。所述分离器106可以在与所述第一热交换器出口温度相同或比所述第一热交换器出口温度低的温度至分离器出口温度之间操作。所述分离器106的操作温度可以被调节，取决于所述第一热交换器104的操作的严苛性、烃进料或其它因素。因此，应该理解，在所述流出物由所述第一热交换器104通过之后和在它进入所述分离器106之前，它可以通过直接注入小量的流体或者在直接骤冷方法中被进一步冷却。在方块128，来自所述分离 器106的气体流出物可以被进一步冷却。类似于上面关于第一热交换器的讨论，所述气体流出物的热量可以被通过第二热交换器108传递到所述实用流体，所述第二热交换器108可以是例如管壳式换热器。在该阶段，所述气体流出物可以被从与所述分离器出口温度相同或低于所述分离器出口温度的温度冷却到第二热交换器出口温度。所述第二热交换器出口温度可以被调节，基于该单元的希望的温度差。在方块130，来自所述第二热交换器108的流出物可以被提供给另一个单元，以便进一步加工所述流出物。作为一个实例，所述单元可以是分馏器110，或者更具体地是小型分馏器。所述分馏器110可以是小型主分馏器，其被进一步描述在美国专利申请号2007007174 中。作为所述热量回收方法的一部分，实用流体被所述烃裂解的流出物的至少一部分在各段中加热，如在方块134-138中描述的。在方块132中，实用流体被提供给所述烃裂解系统。所述实用流体可以包括来自诸如脱气器之类的来源的锅炉进料水，或者可以包括任何其它合适的流体。然后，所述实用流体被在方块134中加热。特别地，所述实用流体可以被在所述第二热交换器108中通过来自所述分离器106的气体流出物的热量的传递加热。在该加热阶段，在所述第二热交换器108中的所述气体流出物处于高于所述实用流体的温度，以至于所述第二热交换器108可以加热所述实用流体和所述实用流体可以冷却所述气体流出物。然后，在方块136中，所述实用流体可以被在所述第一热交换器104中加热。在该加热阶段，在所述第一热交换器104中的所述流出物处于高于来自所述第二热交换器108的实用流体的温度。利用该温度差，在所述第一热交换器104中的所述流出物可以加热所述实用流体，而所述实用流体可以冷却所述流出物。然后，在在所述第一热交换器104中的加热之后，所述实用流体可以被在所述烃热解单元102中进一步加热，如方块138中显示的。特别地，如果所述实用流体是进料水，它可以被在所述烃热解单元102中加热，以将其转化成过热的超高压(SHP)蒸汽。然后，在方块140，所述被加热的实用流体可以被在其它方法中使用。作为一个实例，所述被加热的实用流体例如可以被用于驱动在所述装置的其它区(例如所述蒸汽裂化器的回收区)的大的透平。受益地，呈所述构型的两段热交换器的使用提供了由所述烃裂解方法回收热量和比采用单一热交换器更有效地加热所述实用流体的机制。即，呈该顺序的两个加热段的该构型提供了所述不同温度的物流的更有效率的逆向流动安排。如可以理解的，所述各种单元的温度可以改变，取决于烃进料的质量或其它操作考虑。对于典型的操作，所述烃裂解的流出物的炉出口温度可以包括约760° C—约930° C(1400° F— 1706。F)的温度。所述第一热交换器工艺入口温度可以在约760° C-约930° C(1400° F — 1706° F)的范围内，或者优选为约816° C(1500° F)，而所述第一热交换器工艺出口温度可以在约343° C-约650° C(约650° F—约1200° F)的范围内，优选在343° C — 538° C(650° F — 1000° F)的范围内。所述分离器可以在190° C—约350° C(约374° F—约662° F)的温度操作，或者优选地在约190° C —约315° C(约374° F—约599° F)的温度操作。所述第二热交换器入口温度可以在约190° C—约350° C(约374° F—约662° F)的范围内，而所述第二热交换器出口温度可以在约170° C和约300° C之间(约338° F—约572° F)。对于所述热量回收方法，所述实用流体可以被在约2，172kPa —约17，340kPa(300psig — 2500psig)，约 10，450kpa —约 13，982kPa(1，500psig —约2，000psig)，或者约10，450kPa(1500psig)的压力提供，并且具有在约50 ° C—约200。C (122。F - 392° F)，优选约 100。C—约 150。C (212。F — 302。F)范围内的温度。如可以理解的，在所述第二热交换器中回收的热量可以加热所述实用流体至在100° C 一约300° C(约212° F—约572° F)范围内的温度。进一步地，在所述第一热交换器中的热量回收可以在205° C—约355° C(约401° F—约671° F)的温度范围内加热所述实用流体。在所述烃热解单元102中，所述实用流体可以被进一步加热，并涉及在约2，172kPa—约 17，340kPa(300psig - 2500psig)范围内，约 10，450kPa—约 13，982kPa(约l，500psig 一约2, OOOpsig)范围内，或者约10，450kPa(约1500psig)的压力，和涉及约490° C—约 550° C(约 914° F —约 1022° F)的温度范围。进一步地，如可以理解的，另一个任选的加热段可以被用在所述方法中。例如，所述实用流体可以在所述第二热交换器108和所述第一热交换器104之间被所述烃热解单元102加热。即，被在所述第二热交换器108中加热的所述实用流体可以通过所述烃热解单元102，然后被提供给所述第一热交换器104。以该方式，另外的热量可以被在所述方法中回收。作为一个替代的实施方案，图2是按照本发明技术的一个替代的示例性实施方案由烃裂解流出物的冷却回收热量的方法的方块流程图200。所述流程图200包括与前面关于图1的流程图100所讨论的方块类似的一些类似的装置和操作。因此，为了简单起见，所述流程图200提及了前面在关于图1的公开中描述的某些方块。然而，在所述流程图200中，利用了另外的加热段以及另外的单元，以从所述烃裂解方法回收另外的热量。特别地，所述流程图200包括偶联到第三热交换器204的一个或多个单元202，所述第三热交换器204连接在所述第二热交换器108和所述分馏器110之间。所述一个或多个单元202和第三热交换器204被安排，以提供用于所述实用流体的另外的或第三加热段和进一步冷却来自所述第二热交换器108的流出物，然后所述流出物被提供给所述分馏器110。
首先，方块120-128类似于上面的讨论操作。然而，来自方块128的流出物可以被在方块212中通到所述一个或多个单元202。所述一个或多个单元202可以被用于由来自所述第二热交换器108的流出物回收另外的热量，并且还可以被用于增加所述第二热交换器108和所述第三热交换器204间的温度差，以进一步提高所述系统中的热量回收。特别地，所述一个或多个方块212可以包括一个或多个蒸汽发生器，例如中压发生器、低压发生器或它们的组合，以回收另外的热量和增加所述第二热交换器108和所述第三热交换器204间的温度差。不管如何，热量可以被由通过所述一个或多个单元202的所述流出物回收，如在方块214中显示的。类似于上面关于所述第一热交换器104和第二热交换器108的讨论，所述流出物的热量可以通过第三热交换器204传递到所述实用流体，该第三热交换器204例如可以是管壳式换热器。在该阶段，所述流出物可以被从在所述第三热交换器204入口处的温度冷却至第三热交换器出口温度。在所述第三加热段204中的该温度范围又可以改变，取决于所述不同的烃进料和在所述构型中的其它单元的操作设定。然后，在方块130，来自所述第三热交换器204的流出物可以被提供给另一个单元，以便进一步加工所述流出物，这可以类似于上面的讨论。作为呈所建议的安排的热量回收的一部分，所述实用流体被在各种段中加热，如上面结合方块134-138所描述的。然而，在该流程图200中，执行另外的或第三加热段。首先，在方块132中提供所述实用 流体。然后，所述实用流体被在方块216中加热。特别地，所述实用流体可以被在所述第三热交换器204中由所述流出物加热。在该加热段，在所述第三热交换器204中的所述流出物处于高于所述实用流体的温度，以至于所述第三热交换器204可以加热所述实用流体和所述实用流体可以冷却所述流出物。然后，所述实用流体可以被在其它热交换器104和108以及所述烃热解单元102中进一步加热和被其它方法使用，如上面在方块134-140中讨论的。类似于上面对于图1的讨论，所述各种单元的温度可以改变，取决于烃进料的质量或其它操作考虑。对于典型的操作，所述炉出口温度，所述第一热交换器入口和出口温度，分离器入口和出口温度，以及第二热交换器入口和出口温度可以类似于上面的实例。然而，所述第三热交换器入口温度可以在约265° C—约160° C(509° F — 320° F)的范围内，而所述第三热交换器出口温度可以在约210° C和约125° C之间(约410° F—约257。F)。而且，对于所述热量回收方法，所述实用流体可以涉及与上面对图1的讨论中就所述第一热交换器、第二热交换器和热解单元所指出的那些压力和温度类似的压力和温度。用于所述第三热交换器的实用流体可以在从入口处的约50° C至出口处的约250° C(122° F - 482° F)，优选从入口处的约 110° C 至出口处的约 175° C(230° F -347° F)，或者更优选从入口处的约136° C至出口处的约157° C的范围内的温度下操作。如可以理解的，各种另外的实施方案可以被利用，以进一步提高用于所述烃裂解系统的热量回收。作为一个实例，所述一个或多个单元202可以包括连接在所述第二热交换器108和所述第三热交换器204之间的中压蒸汽发生器。该发生器可以被用于产生用于加热、再沸腾等的通用蒸汽，和/或它可以被用于产生用于所述烃裂解方法或另一种方法的稀释蒸汽。即，所述稀释蒸汽可以与所述烃进料在所述烃热解单元102之前或在所述烃热解单元102内混合，以改善收率、减轻结焦和防止在所述炉或相关装置内的管子的冶金，所述烃热解单元102可以是蒸汽裂解反应器。所述中压发生器可以在所述炉入口处的约150psig(l,034kpa)的压力下操作蒸汽。因此，所述中压发生器方便地产生在约该压力下的蒸汽，使得其良好地适合稀释蒸汽生产。作为另一个实例，所述一个或多个单元可以包括连接在所述第二热交换器108和所述第三热交换器204之间的低压发生器。该发生器可以被用于产生用于加热、再沸腾或其它合适工艺的通用蒸汽。在又一个实例中，中压发生器和低压发生器可以被连接在所述第二热交换器和所述第三热交换器之间。除以上实施方案外，各种单元可以被绕过，以提供另外的功能。例如，在所述流程图200中，在被提供给所述第一热交换器104之前，所述实用流体的流动可以包括旁路通过上游热交换器(例如所述第二热交换器108或第三热交换器204)之一。S卩，所述第二热交换器108可以从来源如锅炉或脱气器接收实用流体，并将其提供给所述第一热交换器104 (绕过所述第三热交换器204)。或者，所述第三热交换器204可以从来源如锅炉或脱气器接收实用流体，并将其提供给所述第一热交换器104 (绕过所述第二热交换器108)。该工艺流程可以被用于管理所述实用流体的加热。作为另一个实例，在被提供给所述第一热交换器104之前，来自在所述实用流体物流中的上游热交换器(例如所述第二热交换器108或第三热交换器204)的所述被加热的实用流体可以通过所述烃热解单元102 (例如所述炉的对流区)。这可以提供用于所述实用流体的另外的加热段。即，所述实用流体可以被预加热，然后例如所述第一热交换器104将所述实用流体转变成超高压流体如蒸汽。该构型可以有效地利用在所述对流区中可利用的过多热量。作为又一个实例，来自在所述实用流体物流中的上游热交换器(例如所述第二热交换器108或第三热交换器204)的所述被加热的实用流体可以通过所述烃热解单元102 (例如所述炉的对流区)，而不被通到所述第一热交换器104。该安排可以绕过所述第一热交换器108，但是仍为所述实用流体提供两个或更多个加热段。即，所述实用流体可以被在所述第二热交换器108和/或第三热交 换器204中预加热，然后使其通过所述烃热解单元102，以使所述实用流体成为超高压流体如蒸汽。不管所述系统的具体实施方案(例如所述烃裂解系统中所述单元的安排或构型)如何，应该利用控制机制来管理所述热量脱除。即，所述烃裂解系统应包括热量控制机制，以为了各种原因控制从所述流出物除去的热量和被提供给所述实用流体的热量的总量。这种类型的热量控制机制的第一个原因是，在所述各种热交换器和任何其它单元中从所述流出物除去的热量的量可能需要被管理，因为所述系统的操作随时间变得恶劣或改变。由于在所述方法中的某些单元如小型分馏器中具体的温度范围是希望的，从所述流出物除去的热量必须被管理。否则，单元的结构不能在所述小型分馏器中产生希望的回流量。所述热量控制机制之一可以包括旁通阀和旁通管线，它们控制实用流体至某些热交换器的流量和在所述不同单元的所述实用流体的温度。采用该机制，一个或多个旁通阀和旁通管线可以被以一定的安排执行，用于绕过或控制实用流体至上面讨论的一个或多个实施方案中的热交换器中一个或多个的流动。即，可以绕过所述热交换器中的一个或多个，以管理所述实用流体的加热，使得进入所述炉的实用流体的温度可以被控制以优化所述炉热量平衡，或者也可以被用于管理所述炉的流出物在所述各种热交换器中的冷却。
另一种热量控制机制可以包括被提供给所述一个或多个发生器如低压发生器和/或中压发生器的流体上的一个或多个背压控制器的使用。作为一个实例，如果在所述系统中在所述第二热交换器和第三热交换器之间使用低压蒸汽发生器，那么在该发生器中增加压力将升高在水/蒸汽侧的沸点，这升高在工艺侧的出口温度。在所述第二热交换器中可以被除去的热量的量受工艺物流和所述水或实用物流间温度差限制。净结果是，在所述低压蒸汽发生器中升高压力增加离开所述第二热交换器的所述工艺流出物的温度和热量含量。作为另一个实例，背压控制器可以被用于中压发生器。该背压控制器可以类似于关于所述低压发生器所描述的操作来进行操作。对所述中压发生器的控制也可以被用作所述低压发生器的背压控制器的补充控制，如果所述中压发生器与顺序安排的低压发生器一起使用的话。因为中压蒸汽通常比低压蒸汽更有价值，升高低压发生上的背压作为控制热量脱除的第一措施和然后升高中压蒸汽发生上的背压(如果要求热量脱除中的进一步降低)可能是优选的。在热交换器中回收的热量可以是相当大的。因此，某些构型可以包括平行安排的多个热交换器。这些热交换器中的每一个可以被连接到其它单元，例如低压发生器和/或中压发生器。例如，所述热交换器排中的每一个可以包括彼此串联连接的热交换器、中压发生器、低压发生器和另一个热交换器。而且，在该构型中，所述平行的热交换器排可以包括隔离阀，以允许所述热交换器排中的每一个被排除出服务(例如离线)，以便清洁或维护。类似地，另一种热量控制机制可以是使用所述隔离阀以阻断所述流出物至所述热交换器排中的一个或多个的流动，如果热量脱除要求低的话。以这种方式，所述不同的排可以被添加或除去，以进一步管理所述热量回收。而且，如可以理解的，在某些实施方案中所述不同的热量控制机制可以被一起使用，以提供所述系统中热量传递控制的另外的灵活性。例如，所述旁通阀和旁通管线可以与用于低压发生器的背压控制器和用于中压发生器的背压控制器一起使用。类似于上面的讨论，可以首先使用所述低压发生器上的背压控制器，然后可以使用所述中压发生器上的背压控制器，和最终可以使用所述旁通阀和旁通管线。以这种方式，所述系统的效率被基于所述被加热的实用流体的价值管理。S卩，所述热量控制机制可以被利用以产生更多的SHP蒸汽，其典型地比中压蒸汽有价值，中压蒸汽比低压蒸汽有价值。作为一个实例，流出物热量可以被用于产生SHP蒸汽，其例如可以被用于在所述装置的其它区如所述蒸汽裂化器的回收区驱动大的透平。而且，尽管较低压力的蒸汽具有比SHP蒸汽小的实用性(因为它不能输送同样多的有用功)的事实，在较低压力下产生的蒸汽对于所述系统内的某些操作也可以是有用的。例如，较低压力的蒸汽可以被用作炉稀释蒸汽或用在再沸腾塔。结果，热量回收方法可以增加所述系统的操作的效率，如果它回收数种水平的热量和以有效的方式使用它的话。
作为在所述烃裂解系统中的单元的安排的一个具体实例，图3提供了按照本发明技术的另一个替代的示例性实施方案由烃裂解的流出物回收热量的示意流程图。在该示意流程图300中，所述烃裂解系统可以包括各种单元，例如炉302，第一热交换器(例如主输送线换热器)304,蒸气/液体分离器306，第二热交换器(例如第一管壳式热交换器)308，中压发生器310，低压发生器312，第三热交换器(例如第二管壳式热交换器)314，和小型分馏器316。这些单元中的每一个可以被安排和通过具体结构彼此流体连通和通过各种连接(例如管、连接器、阀等)偶联到一起，如可以被本领域技术人员理解的。而且，所述实用流体和所述炉的流出物可以是在从所述炉出口到所述第三热交换器出口间不混合的分开的物流。所述方法以烃进料被经管线303提供给炉302开始。所述烃进料也可以与通过管线305提供的稀释流体如蒸汽合并。所述烃进料可以被在所述炉302中裂解以产生流出物，该流出物被提供给所述第一热交换器304，并且然后所述流出物被通到所述蒸气-液体分离器306。所述蒸气-液体分离器306分离气体流出物和液体流出物成两个不同的物流。特别地，在在所述第一热交换器304中最初冷却所述流出物后，所述蒸气-液体分离器306可以被用于将液体流出物(例如塔底产物，例如蒸汽裂解的焦油)与气体流出物分离。在一些实施方案中，在离开所述第一热交换器304后，所述被冷却的流出物物流可以被在所述第一热交换器304的出口和所述蒸气-液体分离器306的入口之间用经骤冷管线319引入的液体骤冷油或液体水骤冷，以提供补充的冷却。来自所述蒸气-液体分离器306的液体流出物可以被经管线322除去，并且可以进一步在其它单元(未显示)中。所述气体流出物被由所述蒸气-液体分离器306提供给串联连接的单元组，其包括所述第二热交换器308，所述中压发生器310，所述低压发生器312，和所述第三热交换器314。该单元组可以被用于在将所述流出物通到所述小型分馏器316之前冷却所述流出物。在该单元组中，所述中压发生器310和后面的低压发生器312可以被用于产生用于其它单元如所述小型分馏器316或该系统或其它系统中的其它装置的蒸汽。所建议的构型对于所述小型分馏器316可以是特别有利的，因为它可以将可在所述发生器310和312中获得的较高温度用于另外的实用流体预热。所述小型分馏器316可以被偶联到其它下游单元，以进一步加工所述流出物物流和分离出所述希望的烯烃。如上面指出的，所述不同的热交换器304、308和314以及所述炉302的使用，提供了用于经管线320提供的实用流体的各种加热段。所述实用流体可以由锅炉或脱气器(未显示)提供，并且可以包括作为所述系统内的实用流体的锅炉进料水。在这种构型中，所述实用流体可以被首先在所述第三热交换器314中加热，然后被在所述第二热交换器308和然后在所述第一热交换器304中加热，或`被在所述炉302中预热，然后所述实用流体被在所述炉302中最终加热和被在出口 324提供给其它装置如透平、其它单元，或者作为输入不同方法的输入物流。为了控制所述系统内的热量传递，所述热量控制机制可以包括旁通阀323，其经旁通管线、管等连接在所述实用流体的输入管线320、所述第三热交换器314和所述第二热交换器308的出口之间。所述旁通阀323可以被构建成一定形式以限制实用流体至所述单元的流动，或者可以被构建成一定形式以提供至所述第三热交换器314和所述第二热交换器308的出口之一的流动。作为一个实例，在第一位置，所述旁通阀323可以被构建成一定形式以限制所述实用流体的至少一部分被从锅炉或脱气器通到所述第三热交换器314和经旁通管线将所述实用流体的至少一部分导向所述第一热交换器304。类似地，在第二位置，所述旁通阀323可以将所述实用流体的至少一部分从来源引导到所述第三热交换器314和限制所述实用流体的至少一部分通过所述旁通管线到所述第一热交换器304。如可以理解的，所述流动的限制可以阻断流动或仅阻断所述流动的一部分，取决于所利用的阀和管线。另外，其它热量控制机制包括中压阀326和低压阀328。如上面讨论的，这些阀326和328可以被用于控制分别通过中压发生器310和低压发生器312的气体流出物的温度。所述中压阀326被在锅炉进料流体的入口 330和中压蒸汽的出口 332之间偶联到所述中压发生器310。所述低压阀328被在锅炉进料流体的入口 334和低压蒸汽的出口 336之间偶联到所述低压发生器312。特别地，所述中压阀326可以被用于增加所述中压发生器310内的压力以升高所述锅炉进料水的沸点，这升高所述中压发生器310的出口温度。类似地，所述低压阀328可以被用于增加所述低压发生器312内的压力以升高所述锅炉进料水的沸点，这升高所述低压发生器312的出口温度。在所述系统的操作中采用的具体的温度可以改变，取决于具体构型。例如，所述炉302的出口可以被操作为约760° C (约1400° F)，该温度可以与所述第一热交换器304的入口处的温度相同。所述第一热交换器304以及直接骤冷油或水可以冷却所述流出物至约300° C(约572° F)的温度，这是用于分离的温度。来自所述分离器306的气体流出物可以被以约299° C(约570° F)的温度提供给所述第二热交换器，其被冷却至约260° C(约500° F)的温度。所述流出物然后可以通过所述发生器310和312和被以约166° C(约330° F)的温度提供给第三热交换器314。所述第三热交换器314可以冷却所述流出物至约154° C(约310° F)的温度。所述实用流体可以利用所述各种段，以加热所述实用流体，如上面讨论的。特别地，对于该实例，所述实用流体可以被以约125° C(约257° F)的温度提供给所述第三热交换器。所述第三热交换器可以使用所述流出物来加热所述实用流体至约149° C(约300° F)的温度。然后，所述实用流体可以被提供给所述第二热交换器308，其可以进一步加热所述实用流体至约268° C(约515° F)的温度。所述实用流体然后可以被在所述第一热交换器304中加热至约316° C(约600° F)的温度。然后，所述实用流体可以被在炉302的对流区进一步加热至约538° C (约1000° F)的温度。图4是按照本发明技术的另一个替代的示例性实施方案由裂解的烃流出物的冷却回收热量的另一个示意流程图。在该图中，所述烃进料通过两个分离器402和404，它们被偶联到所述烃热解单元 302。这些分离器402和404被用作高温分离鼓，它们在烃进料进入烃热解单元302的辐射区之前从烃进料中除去残油和浙青质分子。受益地，所述分离器402和404的使用可以利用在该具体构型中被加热的实用流体，以进一步提高所述系统的效率和进一步优化烯烃回收。典型地，使用分离器如整合在对流区和辐射区之间的外装分离鼓的蒸汽裂解炉最高仅运行到约454° C(约850° F)。这些典型的构型被记录在其它专利中，例如美国专利号 7，097，758 ;7，138,047 ;7，193，123 ;7，235，705 和 7，247，765。在 454.4。C (约 850。F)以上的操作可能导致过度粘污所述分离器下游的设备。该粘污可能是双反应机制的结果。第一，在所述分离器中在切向入口以上的蒸气经吸热反应裂化，并且所述分离器损失一些热量。这些效应合并以降低所述蒸气的温度约7° C至约1° C。因为当所述蒸气进入所述分离器时所述蒸气在其露点，任何冷却将冷凝最重的分子。蒸气/液体平衡计算预测，所得到的重质液体(被夹带在所述蒸气中)富含760° C+(1400° F+)分子，它们是焦炭前体。第二，所述重质液体经历缩合反应，所述反应产生更大的多环芳族化合物，最终导致所述多环芳族化合物变成焦炭。作为该双反应机制的结果，粘污典型地出现在两个位置，它们是所述分离器下游的管道系统和福射入口歧管(RIM)。在所述RIM中的粘污可能由保留在所述蒸气相中或在下部对流区中汽化的一些粘污前体产生。在所述对流区中，裂解和一些缩合反应发生，但是因为工艺温度上升，没有液体形成。这些反应可以随后经历快的缩合反应(缩合反应很可能遵从2级动力学)。然而，在跨接管道和RIM中，热量损失和继续的吸热裂解反应冷却所述工艺约10° C—约38° C(约50° F—约100° F)。在这里，所述缩合反应甚至在所述蒸气相中也是非常快的。一旦温度下降到这些新缩合的多环芳族化合物的露点以下，它们快速地变成液体和焦炭，它们以相对低的速率沉积在所述RM中。因此，减少在所述分离器中的停留时间可以较少粘污至便于管理的水平。该方面可以减少在所述分离器下游的管道系统中的粘污。然而，这不能减少在跨接管道和/或入口歧管中的粘污，因为进入所述分离器的所述760° C+(1400° F+)蒸气分子仍存在在下部的对流区、跨接管道和RM中，在那里裂解和缩合仍可以发生。事实上，减少在所述鼓中的停留时间能够增加在所述RIM中的粘污。在具有分离器的烃热解单元(其可以是蒸汽裂解炉)中的石脑油、煤油和加氢裂化油裂解表明，760° C+(1400° F+)分子可以引起所述粘污，不仅是所述裂解和缩合反应。所述烃进料典型地在490° C — 502° C(915° F — 935° F)进入分离器，所述温度比常压残油高约21° C — 32° C(约70° F — 90° F)。所述进料经历相同的分离器停留时间和在下部对流区、跨接管道和RIM中最低限度比常压残油(其具有可忽略的粘污)高的温度。因此，由于没有大的(760° C+(1400° F+))分子存在，所述缩合反应不产生足够大以在工艺温度在所述跨接管道和RIM中下降时变成液体的分子。因此，在所述蒸气中脱除所述760° C+(1400° F+)分子可以是有益的，不仅仅降低分离器停留时间。在该实施方案中，通过使所述实用流体通过所述烃热解单元(例如炉302)产生的所述SHP可以与所述分离器402和404 —起使用，以减少所述系统中的粘污。在该构型中，来自所述分离器402的馏分可以是深的(de印)，以汽化相当大量的焦炭产生分子(例如760° C+(1400° F+))。小量的清洁蒸汽裂解进料也可以被在文丘里混合器406中添加到所述塔顶蒸气中。该清 洁蒸汽裂解进料冷凝所述焦炭产生分子。在所述文丘里混合器406中产生的液体被通过所述分离器404除去。所述蒸气被从所述分离器404输送到下部对流区，然后输送到辐射区。采用所述760° C+(1400° F+)除去的蒸气，粘污是可忽略的，允许所述分离器402和404在482° C — 510° C(900° F — 950° F)的高温操作。无疑地，减少粘污的益处是在更高温度操作所述分离器的能力。所述更高的操作温度增加了汽化和随后裂解成有价值的产物的残油或原油的分数。但是，所述分离器塔底物变得更粘，每单位质量要求更多的低粘度的助溶剂(fluxant)以满足燃料油粘度规格。然而，由于标称分馏点温度增加，总的加过稀释剂的塔底物仍显著较少。例如，将Arab重质原油的标称分馏点温度从538° C增加到593° C(从1000° F增加到1100° F)(与将所述鼓温度从449° C增加到504° C(从840° F增加到940° F)大约相同)，将所述加过稀释剂的塔底物从47磅(Ibs) (21千克(kg) )/100磅(46kg)原油减少到40磅(18kg)/100磅(46kg)原油。即，另外的7磅(3kg)/100磅(46kg)原油被裂解成有价值的产物。为了操作，烃进料如原油或残油被在上部对流区预加热，然后所述烃进料与过热的稀释蒸汽混合。所述过热的稀释蒸汽可以由上面讨论的出口 324提供。所述混合物被进一步在所述对流区加热，这可以包括加热至例如约510° C(约950° F)。因为所述管道系统被剩余的大的液体馏分连续洗涤，没有焦炭形成。通过包括各种弯管和接头的管道系统将所述两相工艺物流输送到分离器402和404。所述弯管倾向于将雾流(mist flow)转变成层状流或环行流。所述分离器402和404可以极大地减小通到所述分离器402的管道的尺寸以及分离器402和404 二者的尺寸。即，因为所述分离器402和404串联地、流体连通地连接，每个分离器不必如单一分离器那样有效地分离蒸气和液体。例如，如果单一分离器仅夹带1%的液体，串联的两个分离器可以各自夹带10%的液体，导致相同的合计1%液体夹带。结果，所述双分离器切向入口内径(ID)可以比单一分离器小约50%，和所述分离器ID可以比单一分离器小约三分之一。因此，即使有两个分离器，所要求的总分离器金属比单一分离器小约50%。离开所述分离器402的蒸气和一些液体被输送到文丘里混合器406，在那里所述蒸气被柴油、加氢裂化油、蜡、冷凝物或甚至骤冷油部分骤冷。所述骤冷湍动混合和汽化所述蒸气相中的最重的分子，同时冷凝所述最重的分子。所述文丘里混合器406不具有任何所述液体可以在那里结焦的停滞点。这与盘或填料相比是优点，在盘或填料中静止的液体能够变成焦炭。骤冷的量是小的，以减少所述蒸气中的760° C+(1400° F+)分子接近一个数量级。该方面由下面的表I指明。
权利要求
1.裂解烃进料的方法，所述方法包括: 提供烃进料给烃热解单元，以产生裂解的流出物； 使来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分通过第一热交换器； 将来自所述第一热交换器的所述裂解的流出物的所述至少一部分分离成气体流出物和液体流出物； 使所述气体流出物的至少一部分通过第二热交换器； 将来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分通到分馏器； 在所述第二热交换器中通过使实用流体通过所述第二热交换器而从所述流出物的所述至少一部分回收热量；和 通过使来自所述第二热交换器的所述实用流体通过所述第一热交换器，在所述第一热交换器中从所述裂解的流出物的所述至少一部分回收热量。
2.权利要求1的方法，其包括使来自所述第一热交换器的所述实用流体通过所述烃热解单元，以加热所述实用流体。
3.权利要求1的方法，其包括在将来自所述第二热交换器的所述流出物的所述一部分通到所述分馏器之前，将来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分通到一个或多个蒸汽发生器。
4.权利要求3的方法，其包括在将来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分通到所述分馏器之前，将来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分通到第三热交换器。
5.权利要求4的方法，其包括在将来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分通到所述分馏器之前，在所述第三热交换器中通过使所述实用流体通过所述第三热交换器而从来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分回收热量。
6.权利要求3的方法，其包括调节在所述一个或多个蒸汽发生器上的阀，以控制从通过所述一个或多个蒸汽发生器的流出物的所述至少一部分的热量回收。
7.权利要求1的方法，其中所述实用流体在通过所述第一热交换器之前被在脱气器中加热。
8.权利要求1的方法，其包括用来自所述第一热交换器的所述被加热的实用流体驱动透平。
9.权利要求1的方法，其中在分离所述气体流出物和所述液体流出物之前，来自所述第一热交换器的所述裂解的流出物的所述至少一部分被在直接骤冷中冷却至至少通过所述流出物的组分间反应形成的焦油冷凝的温度。
10.烃裂解系统，其包括: 烃热解单元，其被构建成一定形式以: 接收烃进料；和 由所述烃进料产生裂解的流出物； 第一热交换器，其与所述烃热解单元流体连通和被构建成一定形式以: 冷却来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分；和 加热实用流体的至少一部分；和分离器，其与所述第一热交换器流体连通和被构建成一定形式以将所述裂解的流出物的所述至少一部分分离成液体流出物和气体流出物； 第二热交换器，其与所述分离器流体连通和被构建成一定形式以: 冷却来自所述分离器的所述流出物的至少一部分； 在所述第一热交换器接收所述实用流体的所述至少一部分之前加热所述实用流体；和 分馏器，其与所述第二热交换器流体连通和被构建成一定形式以接收来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分。
11.权利要求10的系统，其中所述烃热解单元被构建成一定形式以加热来自所述第一热交换器的实用流体的所述至少一部分，其中在所述烃热解单元中实用流体的所述至少一部分和所述裂解的流出物的所述至少一部分被保持呈分开的非混合物流。
12.权利要求10的系统，其包括一个或多个蒸汽发生器，所述蒸汽发生器流体连通在所述第二热交换器和所述分馏器之间，并且被构建成一定形式以使来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分通到所述分馏器。
13.权利要求12的系统，其包括第三热交换器，该第三热交换器流体连通在所述一个或多个蒸汽发生器和所述分馏器之间，并且被构建成一定形式，以在将所述流出物的所述至少一部分通到所述分馏器之前冷却所述流出物的所述至少一部分。
14.权利要求13的系统，其中所述第三热交换器与所述第二热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以在所述第二热交换器接收所述实用流体之前，通过使所述实用流体通过所述第三热交换器来从所述流出物的所述至少一部分回收热量；和其中在所述第二热交换器中，所述实用流体和所述流出物的所述至少一部分被保持呈分开的非混合物流。
15.权利要求14的系统，其包括旁通阀，该旁通阀连接在所述实用流体的源、所述第一热交换器和所述第三热交换器之间，并且被构建成一定形式以: 在第一位置，限制所述实用流体的第一部分从所述源通到所述第三热交换器，和将所述实用流体的第一剩余部分经旁通管线导向所述第一热交换器；和 在第二位置，引导所述实用流体的第二部分从所述源通到所述第三热交换器，和限制所述实用流体的第二剩余部分通过所述旁通管线至所述第一热交换器。
16.权利要求12的系统，其包括控制阀，该控制阀偶联到所述一个或多个蒸汽发生器的至少之一，并且被构建成一定形式以控制通过所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分的冷却。
17.权利要求10的系统，其包括脱气器，该脱气器与所述第二热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以在将所述实用流体通到所述第二热交换器之前预热所述实用流体。
18.权利要求10的系统，其中所述第一热交换器被构建成一定形式，以冷却来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的所述至少一部分和提供所述裂解的流出物的所述至少一部分至直接骤冷，该直接骤冷冷却所述裂解的流出物的所述至少一部分至通过所述裂解的流出物的所述至少一部分的组分间反应形成的焦油冷凝的温度。
19.权利要求10的系统，其包括驱动透平，该驱动透平被构建成一定形式以接收来自所述烃热解单元的所述被加热的实用流体的所述至少一部分。
20.权利要求10的系统，其中所述实用流体和所述流出物的所述至少一部分被保持呈分开的非混合物流。
21.蒸汽裂解烃进料的方法，所述方法包括: 提供烃进料给烃热解单元，以产生裂解的流出物； 分离来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分，其中气体流出物与包括蒸汽裂解的焦油的液体流出物分离； 在第一热交换器中冷却所述气体流出物的至少一部分； 将来自所述第一热交换器的所述流出物的至少一部分通到一个或多个蒸汽发生器；在第二热交换器中冷却来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分；和 将来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分通到分馏器。
22.权利要求21的方法，其包括在将所述裂解的流出物的所述至少一部分通到分离器之前，使来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的所述至少一部分通过第三热交换器。
23.权利要求22的方法，其包括通过使实用流体通过所述烃热解单元来加热所述实用流体和在另外的工艺中使用所述被加热的实用流体。
24.权利要求23的方法，其在使所述实用流体通过烃热解单元之前，在所述第一热交换器中通过使所述实用流体通过所述第一热交换器来从所述流出物的所述至少一部分回收热量。
25.权利要求24的方法，其包括在使所述实用流体通过所述第一热交换器之前，在所述第二热交换器中通过使所述实用流体通过所述第二热交换器来从所述流出物的所述至少一部分回收热量。
26.权利要求25的 方法，其包括调节在所述一个或多个蒸汽发生器上的阀，以控制从通过所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分的热量回收。
27.权利要求24的方法，其中在通过所述第一热交换器之前，所述实用流体被在脱气器中加热。
28.权利要求22的方法，其中所述裂解的流出物的所述至少一部分被在所述第三热交换器中冷却至至少高于通过所述流出物的组分间反应形成的焦油冷凝的温度的温度。
29.权利要求23的方法，其中在另外的工艺中使用所述被加热的实用流体的步骤包括用所述被加热的实用流体驱动透平。
30.气体流出物处理系统，其包括: 烃热解单元，其被构建成一定形式以: 接收烃进料；和 由所述烃进料产生裂解的流出物；和 分离器，其与所述烃热解单元流体连通，并且被构建成一定形式以由来自所述烃热解单元的所述裂解的流出物的至少一部分分离具有蒸汽裂解的焦油的液体流出物和气体流出物；和 第一热交换器，其与所述分离器流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述分离器的所述气体流出物的至少一部分； 一个或多个蒸汽发生器，其与所述第一热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以接收来自所述第一热交换器的所述流出物的所述至少一部分； 第二热交换器，其与所述一个或多个发生器流体连通，并且被构建成一定形式以冷却来自所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分；和 分馏器，其与所述第二热交换器流体连通，并且被构建成一定形式以接收来自所述第二热交换器的所述流出物的所述至少一部分。
31.权利要求30的系统，其包括第三热交换器，该第三热交换器流体连通在所述分离器和所述烃热解单元之间，并且被构建成一定形式以冷却通过所述第三热交换器至所述分离器的所述裂解的流出物的所述至少一部分。
32.权利要求30的系统，其中所述烃热解单元被构建成一定形式，以通过使实用流体通过所述烃热解单元来加热所述实用流体。
33.权利要求32的系统，其中所述第一热交换器被构建成一定形式，以在使所述实用流体通过烃热解单元之前，在所述第一热交换器中通过使所述实用流体通过所述第一热交换器来从所述流出物的所述至少一部分回收热量。
34.权利要求33的系统，其中所述第二热交换器被构建成一定形式，以在使所述实用流体通过所述第一热交换器之前，通过使所述实用流体通过所述第二热交换器来回收热量。
35.权利要求34的系统，其包括一个或多个阀，所述阀偶联到所述一个或多个蒸汽发生器，并且被构建成一定形式以调节由通过所述一个或多个蒸汽发生器的所述流出物的所述至少一部分的热量回 收。
全文摘要
用于处理来自烃热解单元的流出物的、采用小的主分馏器的方法和系统被公开。所述方法包括通过第一热交换器、蒸气-液体分离器和第二热交换器冷却炉的流出物，然后将其通到分馏器以进一步加工。这些热交换器也可以被用于加热实用流体，作为所述冷却方法的一部分。而且，一个或多个发生器和第三热交换器也可以被用于辅助所述方法的热量回收。
文档编号C10G9/00GK103210060SQ201180035764
公开日2013年7月17日 申请日期2011年4月11日 优先权日2010年7月30日
发明者R·D·斯特拉克, J·R·阿诺德 申请人:埃克森美孚化学专利公司