专利名称：裂化重质烃进料的工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及通过重质烃进料的蒸汽裂化来制备烯烃和其它产物。
背景技术：
烃蒸汽裂化是非催化的石化过程，其广泛用于制备烯烃如乙烯、丙烯、丁烯类、丁二烯，和芳香烃如苯、甲苯、二甲苯。通常，烃进料如乙烷、丙烷、石脑油、汽油或其它烃馏分与蒸汽的混合物在蒸汽裂化器中进行裂化。蒸汽稀释了烃进料并减少了结焦。蒸汽裂化器也被称为热解炉、裂化炉、裂化器或者裂化加热器(cracking heater) 0蒸汽裂化器具有对流段和辐射段。在对流段中完成预热而在辐射段中发生裂化反应。蒸汽与烃进料的混合物通常在对流段的对流管(盘管)中预热至约900 °F到约1000 °F的温度(约482°C到约538°C)，然后输送到辐射段内的辐射管中。在辐射段中，烃和蒸汽被快速加热至约1450 T到约1550 T(约788°C到约843°C)的烃裂化温度。通常裂化反应在约10到约30psig的压力下发生。蒸汽裂化的完成不需要借助于任何催化剂。
在辐射段内裂化后，蒸汽裂化器的流出物中包含类型众多的气态烃，例如每分子从I个到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，可以是脂肪族的、脂环族的和芳香族的。裂化后的流出物还包含大量的氢分子。裂化后的流出物通常经进一步加工以制备各种产物如氢气、乙烯、丙烯、混合C4烃类、热解汽油、和热解燃料油。常规的蒸汽裂化系统对于裂化气体进料(例如乙烷、丙烷)或主要包含轻质挥发性烃类的高质量液体进料(例如汽油、石脑油)是有效的。包含重质组分如原油或常压渣油的烃进料不能使用热解炉经济地进行裂化，因为这类进料中包含的高分子量的非挥发性重质组分易于在热解炉的对流段中过快地形成焦炭。已经致力于开发在蒸汽裂化器中使用包含重质组分的烃进料的工艺，因为这类烃进料与高质量的液体进料相比容易得到并且成本较低。例如，美国专利号US3，617，493公开了一种用于原油进料的外部汽化鼓和以蒸气形式去除石脑油的第一闪蒸以及去除沸点为450到1100 T (232到593°C)的挥发物的第二闪蒸。所述蒸气在热解炉中裂化成烯烃并且将两个闪蒸罐分离出的液体排出、用蒸汽汽提，并用作燃料。美国专利号US7，374，664中公开了一种利用全原油作为烯烃生产装置的热解炉的原料的方法。该原料经受汽化条件直至除留下一些来自该原料的剩余液体外，基本上蒸发并有极少的轻度裂化，这样形成的蒸气在热解炉的辐射段中经受剧烈裂化，且来自该原料的剩余液体与至少一种急冷油混合以降低该剩余液体的温度。美国专利号US7，404，889中公开了一种用于热裂化烃进料的方法，其中进料首先在常压热蒸馏步骤中处理以形成轻质汽油、石脑油馏分、中间馏出物馏分和常压残油。轻质汽油与残油的混合物在汽化步骤中至少部分汽化，汽化步骤得到的汽化产物在蒸汽存在下热裂化。石脑油馏分和中间馏出物馏分不进行裂化。中间馏出物通常包括燃料油、喷气燃料、柴油燃料和煤油。美国专利号US7，550，642公开了一种用于处理液体原油和/或天然气冷凝物进料的方法，包括使进料经受汽化步骤形成蒸气产物和液体产物，使蒸气产物经受热裂化并使液体产物经受原油精炼处理。美国专利号US7，404, 889和7，550, 642教导的汽化步骤中分离得到的蒸气流中可能包含非挥发性的组分，其会在对流管和/或辐射管中形成焦炭。本发明旨在解决这样的问题。发明概述
本发明是用于裂化重质烃进料的工艺。将重质烃进料输送到汽化单元的第一区以分离出第一蒸气流和第一液体流。将第一液体流输送到汽化单元的第二区并与逆流的蒸汽密切接触产生第二蒸气流和第二液体流。第二蒸气流在精馏段中与洗涤液体接触形成精馏后的物流。第一蒸气流和精馏后的物流在蒸汽裂化器的辐射段中裂化产生裂化后的流出物。 附图简介
图1是本发明的一种实施方式的示意图。图2是本发明的另一实施方式的示意图。发明详述
本发明是用于蒸汽裂化重质烃进料来制备乙烯、丙烯、C4烯烃类、热解汽油及其它产物的工艺。所述重质烃进料可以包括以下中的一种或多种:粗柴油、燃料油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、合成石脑油、残液重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、馏出物、直馏石脑油、原油、天然气冷凝物、常压管式蒸馏釜底液、真空管式蒸馏釜物流包括底液、宽沸程的石脑油到粗柴油冷凝物、来自炼厂的重质非直馏烃物流、真空粗柴油、重质粗柴油、常压渣油、加氢裂化器蜡、费-托蜡等等。一种优选的重质烃进料是原油。术语“烃”或“烃质”指主要由氢和碳原子组成的材料，但是也可以包含其它元素例如氧、硫、氮、金属、无机盐等等。术语“全原油”、“原油”、“石油原油”、或“粗油”指适于蒸馏却未经历任何蒸馏或分馏的液体油。原油通常包含较大量的烃和沸点在1，050 °F (565°C)或之上的其它组分和不沸腾的组分例如浙青或焦油。因此，即使可能的话，也难以提供全原油的沸程。术语“石脑油”指从石油或煤焦油蒸馏中获得的沸程为约30到约232°C的可燃烃混合物。石脑油通常是具有5-12个碳原子的烃分子的混合物。术语“轻质石脑油”指沸程为30_90°C的烃馏分。其通常包含具有5-6个碳原子的烃分子。术语“重质石脑油”指沸程为90-232 的烃馏分。其通常包含具有6_12个碳的烃分子。术语“费-托工艺”或“费-托合成”指用于将一氧化碳与氢气的混合物转化为烃的催化工艺。术语“常压残油”或“常压渣油”指炼厂的原油常压蒸馏中获得的蒸馏底液。由常压蒸馏得到的常压残油有时也称为“常压残液”或“常压渣油”。为了回收更多的馏出物产物，在减压和高温下进行进一步的蒸馏，称作“真空蒸馏”。来自真空蒸馏的残液被称为“真空残油”或“真空渣油”。蒸汽裂化器通常具有矩形的燃烧室，在辐射耐火壁之间设置有竖直的辐射管。烃蒸汽裂化在辐射管内完成。该管由其顶部支撑。辐射段的燃烧通过在壁或底面安装的燃烧器或两者组合，使用气态燃料或气/液混合燃料来完成。燃烧室通常处于轻微的负压下，通常具有向上流动的烟气。烟气通过自然通风或引风机流入对流段，在其中通常通过加热裂化加热器进料和产生蒸汽或者使蒸汽过热，而在通过烟 排出加热器之前冷却。辐射管通常沿燃烧室中心悬挂在单一平面内。它们可以安装在单一平面内或是以交错的双列管布置平行设置。从燃烧器到辐射管的热传递主要通过辐射进行，因此称为“辐射段”，在其中烃被加热至约1，400到约1，550 °F (约760到843°C)的温度。数家工程承包商包括ABB LummusGlobal, Stone and Webster, Kellogg-Braun & Root, Linde,和 KTI 能提供裂化炉技术。
离开福射段的裂化后的流出物被迅速冷却以防止裂化谱图(cracking pattern)的破坏。大量的热以高压蒸汽的形式回收，可以用于烯烃装置或其它。热回收通常使用本领域已知的废热锅炉(TLE)来完成。在烯烃装置的回收段中，通过精馏联合压缩、冷凝、吸收和加氢，将冷却后的流出物分离成所需的产物。这些产物包括氢气、甲烧、乙烯、丙烯、粗C4烃类、热解汽油和热解燃料油。术语“热解汽油”指沸程为约100到约400 °F(38-204°C)的馏分。术语“热解燃料油”指沸程为约400 T (204°C)到终点如大于1200 T (649°C)的馏分。焦炭作为沉积在辐射管内壁上的副产物产生，并且当使用气体进料或主要包含轻质挥发性烃的高质量液体进料时，较少在对流管内壁上出现。沉积在反应器管壁上的焦炭限制了向所述管的热传递，增加了贯穿整个螺旋管的压降，并影响了裂化反应的选择性。术语“焦炭”指任何高分子量的碳质固体，并且包括由多环芳烃缩合形成的化合物。裂化器不得不定期关闭进行清洗，称之为除焦。除焦之间典型的运行长度为40到100天。焦炭还沉积在废热锅炉上。常规的蒸汽裂化器对于裂化高质量的液体进料例如粗柴油或石脑油是有效的。重质烃进料包含沸点超过约1000 0F (538°C)的高分子量组分。进料中的这些高沸点或“非挥发性”组分易于以焦炭的形式沉积在常规热解炉的对流段和辐射管中。对流段仅能耐受非常低水平的这些非挥发性组分。因此，包含大于0.5wt%的这些非挥发性组分的重质进料通常被排除在作为常规蒸汽裂化器的原料的考虑之外。本发明能够接受的重质烃进料通常包含大于lwt%的这些非挥发性组分,优选大于5wt%,更优选大于10wt%。本发明的工艺包括将重质烃进料，优选在加热器的对流段预热后，导入双区汽化单元的第一区。在该区中，在对流段产生的蒸气与液体分离，生成第一蒸气流和第一液体流。该第一区的温度通常为350到750 0F (177到399°C)，压力为约15到lOOpsig。第一蒸气流从第一区排出并进入蒸汽裂化器的辐射段。第一液体流进入汽化单元的第二区。第二区通常位于第一区下方。在第二区中，第一液体以逆流的形式接触蒸汽使得至少一部分烃组分被汽化。蒸汽，优选温度为约900到约1300 T (482到704°C)，进入第二区并为液体烃提供了额外的热能且降低了第二区中的烃分压并由此进一步促进了液体烃的汽化。剩余的液体烃(第二液体流)从汽化单元的底部流出第二区。通常，第二区在约500到约900 0F(260到482°C)的温度和约15到约IOOpsig的压力下操作。供入第二区的蒸汽与进入第二区的第一液体流的重量比可在约0.3:1到约1:1的范围内。汽化单元的第二区包含促进蒸气/液体接触的内构件，使得液体中更多的挥发性组分转移到蒸气相中。这些内构件可以是精馏塔板，例如泡罩塔板、浮阀塔板和筛板，或者规整的或散装的填料。根据本发明，在第二区中形成的气态烃流(第二蒸气流)与洗涤液体在精馏段中接触产生精馏后的蒸气流。由于称作夹带的现象，即非挥发性组分以细液滴的形式被挟带，第二蒸气流中易于包含少量的非挥发性组分。精馏段可以位于汽化单元的内部或外部。它可以有许多适合的塔板设计或填料，例如在汽化单元的第二区所使用的那种。一般而言，第二蒸气流在靠近精馏段底部进入精馏段而洗涤液体从精馏段的顶部进入精馏段，使得第二蒸气流与洗涤液体流以逆流方式接触。由此，洗涤液体从第二蒸气流中去除了至少一部分的非挥发性组分。洗涤液体通常是烃、水或是二者在常温常压下为液体的混合物。通常，洗涤液体包含每分子具有约5个到约20个碳原子的烃。适用作洗涤液体的合适的烃包括石脑油、煤油、柴油、粗柴油、及它们的混合物。石脑油是一种优选的洗涤液体。洗涤液体优选在室温到约300 T (150°C )的温度下进入精馏段的顶部。一部分的洗涤液体可以在精馏段和/或第二区中蒸发。由此形成的烃蒸气成为第二蒸气流的一部分。剩余的洗涤液体回到汽化单元的第二区。从所述工艺中得到的一些烃流可以用作洗涤液体。例如，一部分来自汽化单元的第一区的第一蒸气流可以被冷凝并用作洗涤液体。可选择地，将水注入一部分精馏后的蒸气流中可以得到烃水混合物，其适于用作洗涤液体。取决于重质烃进料的组成和操作条件，引入精馏段的洗涤液体的量可以有较大的变化。一般说来，洗涤液体与重质烃进料的重量比为约0.05:1到0.2:1。图1是根据本发明 的烯烃装置的一部分的工艺流程图。原油进料I流过炉101的对流段的预热区A并经由管线4供入到包括上部区(第一区)11和下部区(第二区)12的汽化单元102中。单元102所接收的预热后的进料所伴随的烃蒸气，和在区11中形成的额外的蒸气经由管线7作为第一蒸气流从区11中去除。在区11中未汽化的烃液体(第一液体流)经由管线5向下移动到区12内的上部。区11和12通过不可透过性壁8，例如可以是固体塔板，隔断彼此间的流体连通。管线5代表了区11和12之间的外部降流式流体连通。如果需要的话，可以通过将壁8改造为至少部分流体透过性使区11和12之间具有内部流体连通，使得区11中的液体向下流入区12内的上部而区12内的蒸气则向上流入区11内的下部。第一液体流优选在第二区中遇到至少一个液体分布设备9。设备9沿单元102的整个横截面均匀分布液体使得向下流动的液体在接触汽提床10之前在塔的整个宽度上均匀分布。适用的液体分布设备包括多孔板、槽式分布器、穿流筛板，升气塔板、喷嘴等等。床10延伸贯穿单元102的整个横截面，不存在使液体能够不受床10阻碍地流动的较大的开放的垂直路径或通道。因此，向下流动的液体无法在不流经床10的情况下从第二区12的顶部流到底部。优选地，床10包含填料和/或塔板以促进蒸气和液体在第二区内的密切混合。通过在B区中预热管线2中的低温蒸汽产生了初级稀释蒸汽，其经由管线6引入床10下方的区12的下部。第一液体流与该蒸汽在床10中混合。由此，在区12中形成了额外的烃蒸气(第二蒸气流)。
将新形成的蒸气与稀释蒸汽一起经由管线14从区12中去除并传送到精馏塔103的底部精馏床17的下方。洗涤液体供入到精馏塔103的顶部精馏床17的上方。洗涤液体与上升的烃蒸气和蒸汽在床17中混合使得蒸气中至少一部分的非挥发性组分被洗涤液体洗脱下来并经由管线18回到汽化单元。从塔17顶部排出的精馏后的蒸气流与管线7中的蒸气混合并传输通过炉101的对流区中的预热区C，被进一步加热到更高的温度，然后进入炉101的辐射段D中的辐射管内。在辐射段D中，蒸气态的烃被裂化。区12中剩余的液体烃(第二液体流)从底部排出汽化单元102，其可供出售或在它处处理。图2显示了本发明的另一种实施方式。除了精馏床9位于汽化单元的第二区内以及第一区11和第二区12被非透过性壁8分隔开来之外，图2中的工艺流程图与图1中的类似。管线5中的第一液体流在汽提床10和精馏床9之间进入汽化单元的第二区。洗涤液体经由管线16进入汽化单元，并导入到床9的上方。第一液体流在床10中与上升的蒸汽接触形成烃蒸气与蒸汽的混合物，该混合物在床9中进一步与洗涤液体接触，使得至少一部分的非挥发性组分在床9中被洗涤液体洗脱下来。 实施例图2示出了按照本发明的烯烃装置中的蒸汽裂化工艺。被称为萨哈兰混合原油(Sahara blend)的原油在常温和常压下以75，000 lb/h的速率经由管线I供入热解炉101的对流段的预热区A中。该原油包含约9wt%的沸点温度高于1，050 °F(565°C)的烃。在对流段中，进料在约60psig下被加热到约650 °F(343°C)，然后经由管线4进入汽化单元102的上部区11。原油中被汽化的部分与剩余的液体分离。蒸气经由管线7从区11移出。区11中剩余的烃液体经由管线5流到下部区12并在汽提床10和精馏床9之间的位置进入区12。区12的精馏段和汽提段的内构件均为规整填料。进入到区12的烃液体与经由管线6引入汽化单元的温度为1200 T (650°C)的上升蒸汽密切接触。管线6中高温蒸汽的流率是27，000 lb/h。在段9与段10之间形成烃蒸气与蒸汽的混合物。该混合物在段9中与石脑油洗涤液体进一步接触。该洗涤液体在80 °F(27°C)的温度下以2000 Ib/h的流率经由管线6进入汽化单元。在汽化单元的第二区中形成的蒸气流于段9顶部自汽化单元排出并与管线7中的第一蒸气流合并，在C区中预热，并以97，OOOlb/h的预计总流率引入到辐射段的D区中用于在1，450 ° 到1，550 0F (788到843°C )的温度下热裂化。裂化后的产物和蒸汽经由管线3移出用于在烯烃装置的回收段中进行下游处理(图1中未示出)。区12中残余的油经由管线13在约600 0F (315°C)的温度下以97，0001b/h的预计流率从单元102中移出。由于在工艺中使用了洗涤液体和精馏床，从而减少了流到用于裂化的辐射段(D区)的蒸气流中的非挥发性组分的量。
权利要求
1.在具有对流段和辐射段的蒸汽裂化器中裂化重质烃进料的工艺，该工艺包括: (a)将重质烃进料输送到汽化单元的第一区并在第一区中将进料分离成第一蒸气流和第一液体流； (b)将第一液体流输送到汽化单元的第二区并使第一液体流与逆流蒸汽在汽化单元的第二区中接触以将第一液体流与蒸汽混合产生第二蒸气流和第二液体流； (C)使第二蒸气流在精馏段中与洗涤液体接触产生精馏后的蒸气流；以及(d)使第一蒸气流和精馏后的蒸气流在蒸汽裂化器的辐射段中发生蒸汽裂化产生裂化后的流出物。
2.权利要求1所述的工艺，其中所述重质烃进料包含至少lwt%的沸点高于565°C的烃。
3.权利要求1所述的工艺，其中所述重质烃进料包含至少10wt%的沸点高于565°C的烃。
4.权利要求1所述的工艺，其中所述重质烃进料在进入汽化单元的第一区之前在蒸汽裂化器的对流段中加热至177-399 。
5.权利要求1所述的工艺，其中汽化单元的第一区处于从177-399°C的温度和15-100psig 的压力。
6.权利要求1所述的 工艺，其中所述逆流蒸汽处于538-704°C的温度和15-lOOpsig的压力。
7.权利要求1所述的工艺，其中汽化单元的第二区处于260-482°C的温度和15-100psig 的压力。
8.权利要求1所述的工艺，其中所述精馏段位于汽化单元的外部。
9.权利要求1所述的工艺，其中所述精馏段位于汽化单元的第二区内，并且在第一液体流进入第二区的位点的上方。
10.权利要求1所述的工艺，其中所述洗涤液体包含C5-C4tl的烃。
11.权利要求1所述的工艺，其中所述洗涤液体为选自石脑油、煤油、柴油、粗柴油及它们的混合物的液体。
12.权利要求1所述的工艺，其中所述洗涤液体是石脑油。
13.权利要求1所述的工艺，其中所述洗涤液体通过冷凝一部分第一蒸气流产生。
14.权利要求1所述的工艺，其中所述洗涤液体通过将水注入到一部分精馏后的物流中产生。
全文摘要
本发明提供了裂化重质烃进料的工艺。将重质烃进料输送到汽化单元的第一区以分离第一蒸气流和第一液体流。将第一液体流输送到汽化单元的第二区并与逆流蒸汽密切接触产生第二蒸气流和第二液体流。第二蒸气流在精馏段中与洗涤液体接触形成精馏后的物流。第一蒸气流和精馏后的物流在蒸汽裂化器的辐射段中裂化产生裂化后的流出物。
文档编号C10G45/00GK103210063SQ201180056104
公开日2013年7月17日 申请日期2011年11月18日 优先权日2010年11月22日
发明者R.S.布里奇斯, S.T.科尔曼 申请人:伊奎斯塔化学有限公司