使用全餾分原油原料生產烯烴的製作方法

2023-06-04 23:46:01 2

專利名稱：使用全餾分原油原料生產烯烴的製作方法
使用全餾分原油原料生產烯烴發明背景 發明領域本發明涉及對全餾分原油進行熱裂解而生產烯烴。更具體地，本 發明涉及使用全餾分原油作為採用烴裂解工藝例如熱解爐中的蒸汽裂 解來生產烯烴的裝置的原料。現有技術描述烴的熱裂解是廣泛用於生產烯烴例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯 和芳烴例如苯、甲苯和二曱苯的石化工藝。基本上，通過蒸餾或其它方式分餾全餾分原油而產生的烴原料例 如石腦油、瓦斯油或全餾分原油的其它餾分與充作稀釋劑的蒸汽混合以使烴分子保持分離。所述蒸汽/烴混合物被預熱至約900 -約 l，OOO華氏度(。F或F)，然後進入反應區，在那裡將它非常迅速地加 熱到約1，450 -約1， 550。F的劇烈烴裂解的溫度。本方法在反應區壓力為約10-約30 psig的熱解爐(蒸汽裂解 器)中實施。熱解爐內部具有對流區和輻射區。預熱在對流區完成，而 劇烈裂解在輻射區發生。劇烈裂解後，所述熱解爐的流出物含有多種氣態烴，例如每分子l -35個碳原子。這些氣態烴可以是飽和的、單不飽和的和多不飽和的， 並可以是脂族的、脂環族的和/或芳族的。裂解的氣體也可含有大量的 分子氫(氫氣)。因此，在工業化烯烴生產裝置中實施的常規的蒸汽裂解，採用了全餾分原油的餾分，並對其進行熱裂解時全部蒸發該餾分。裂解的產物可 含有，例如，約l重量百分比(wt%)的氫氣、約10wt%的甲烷、 約25wt%的乙烯和約17wt%的丙烯，全部wt。/。基於所述產物的總 重量，其餘主要由每分子具有4 - 35個碳原子的其它烴分子組成。然後裂解產物進一步在烯烴生產裝置中加工以生產作為該裝置產 物的各種分開的單獨的高純度料流，例如氫氣、乙烯、丙烯、每分子具有4個碳原子的混合烴、燃料油和高溫分解汽油。前述每種分開的單獨 的料流是有價值的工業產品。因此，烯烴生產裝置當前採用全餾分原油 料流的一部分(餾分)並由其產生多種分開的有價值的產品。如上所述，用作常規烯烴生產裝置的原料所來自的起始物質通常在 它到達該裝置之前已經經過大量的昂貴的處理。通常，全餾分原油^L蒸 餾或以其它方式分餾成多種餾分例如汽油、煤油、石腦油、瓦斯油(減 壓或常壓)等，包括高沸點渣油。因此，除了渣油外，可將任何這些餾 分送到烯烴生產裝置作為該裝置的原料。希望能夠預測精煉蒸餾設備(全餾分原油加工設備)的資金和操作 成本，所述設備加工原油以生成充作常規烯烴生產裝置原料的原油餾 分。然而，直到現在，現有技術教導了要避免使用沸程分布太寬的均勻 的烴餾分(餾分)。例如，參見授予Lenglet的美國專利No. 5, 817, 226。最近，美國專利No. 6， 743，961被授予Donald H. Powers。該專利 涉及通過採用含有填料的蒸發/溫和裂解區來裂解全餾分原油。該區以 這樣的方式操作尚未蒸發的全餾分原油的液相被保持在該區中直到更 穩定的烴液體組分的裂解/蒸發得以最大化。這允許最少的固體殘渣生 成，該殘渣作為填料上沉積物而剩下。該殘渣理想地在正常的爐除焦循 環過程中通過常規的蒸汽空氣除焦而發生燃燒離開填料，參見該專利的 第7欄第50 - 58行。因此，該專利的第二區9充作在該工藝所使用的條件下不能裂解或蒸發的原油原料的組分(包括烴質物質)的阱，參見 該專利的第8欄第60-64行。2002年9月16日提交的美國專利申請序列號10/244， 792(其具有 與美國專利No. 6, 743,961共同的發明人和受讓人)涉及在該專利中所 公開的方法，但它採用溫和的酸性裂化催化劑以驅動所述蒸發/溫和裂 解^:備的全部功能更加朝著所述蒸發(沒有在先的溫和裂解)-溫和裂 解(隨後蒸發)圖的溫和裂解端進行。2003年7月10日提交的美國專利申請序列號10/616， 839(其具有與美國專利No. 6， 743， 961共同的發明人和受讓人)涉及在該專利中所 公開的方法，但它除去至少一部分剩留在蒸發/溫和裂解設備中的尚未 蒸發或溫和裂解的所述液體烴。原油原料的這些液體烴組分從該設備的 底部附近排出，並送至分開的受控制的抽空設備中以對此前耐受住蒸發 和溫和裂解的那些穩定的經組分提供額外的裂解能量。因此，該發明也 試圖驅動在蒸發/溫和裂解設備中的整個過程更加朝著前述的蒸發-溫 和裂解圖的溫和裂解端進行。發明概述根據本發明，提供了使用全餾分原油作為烯烴生產裝置的原料的方 法，該方法使蒸發功能最大化並使前述的溫和裂解功能最小化(如果沒 有消除的話)，並由此驅動本發明的蒸發設備中的整個過程朝著前述圖 的蒸發端強烈進行。根據本發明，全餾分原油在常規烯烴生產裝置(烯烴裝置)中被預熱 以產生來自原油原料的烴蒸氣和烴液體的混合物，同時有少量或沒有焦 炭生成。然後將蒸氣烴與剩餘的液體分開，並將所述蒸氣送去進行劇烈 裂解操作。通過向所述設備中引入急冷油，剩下的液體烴經受與溫和裂 解相比有利於蒸發的條件，並從該設備中排出液體渣油，該渣油由急冷 油和來自原油原料的剩餘的液體烴組成。附圖描述

圖1顯示了典型的烴裂解裝置的簡化的流程圖。 圖2顯示了本發明範圍內的一個實施方案，該實施方案採用單獨設 立的蒸發設備。發明詳述本發明中所使用的術語"全餾分原油"是指從井口流出的原油， 但不計使這種原油適於運輸到原油煉廠和/或這種煉廠的常規蒸餾而對 其進行的任何處理。該處理可包括諸如脫鹽之類的步驟。"全餾分原油" 是適合於在煉廠中蒸餾或以其它方式分餾的原油，但它沒有經過任何 這類蒸餾或分餾。"全餾分原油"可包括，但沒必要總是包括，非沸騰 物質，例如瀝青或焦油。因此，如果不是不可能，它難以提供全餾分原油的沸程。因此，根據本發明，用作烯烴裝置的初始原料的所述全餾分 原油可以是一種或多種直接來自於油田管道和/或常規原油存儲設施的 原油，視可得性而定，沒有任何在先的分餾。本發明中所使用的術語"烴"和"烴類"並不是指嚴格地或僅含有 氫原子和碳原子的物質。這類術語是指在性質上為烴質的物質，它們主 要或基本上由氫和碳原子組成，但可以含有其它元素例如氧、硫、氮、 金屬、無機鹽、瀝青等，甚至以顯著的量含有。本發明中所使用的術語"氣體"或"多種氣體"是指一種或多種 基本上處於蒸氣狀態的氣體，例如，單獨的蒸汽、蒸汽和烴蒸氣的混合 物等。本發明中所使用的術語"焦炭"是指任何高分子量烴質固體並包 括由多核芳烴的縮合而生成的化合物。本發明有用的烯烴生產裝置將包括用於最初接收和裂解所述全餾 分原油原料的熱解(裂解)爐。用於烴蒸汽裂解的熱解爐通過對流和輻 射加熱，並包含一系列預熱、循環和裂解管，通常是管束，以預熱、運 輸和裂解所述烴原料。通過位於爐的輻射區(有時稱作"輻射區")的 燃燒器提供高裂解熱。這些燃燒器的廢氣沿著爐的對流區循環以提供預 熱進口烴原料所需的熱量。所述爐的對流和輻射區連接在"交叉"處， 和以上提到的管載著從一個區的內部至下一個區的內部的烴原料。裂解爐被設計用於在輻射區中在輻射管(盤管)入口處開始快速加 熱，在輻射管入口處由於溫度低而反應速率常數低。大多數傳入的熱量 簡單地使烴從入口溫度升高至反應溫度。在盤管的中部，升溫速率較低 但裂解速率是可觀的。在盤管的出口處，升溫速率稍微增加但不如在入 口處迅速。反應物消失的速率是它的反應速率常數乘以它的局部濃度之 積。在盤管的末端，反應物濃度低，且通過提高工藝氣體溫度可得到額 外的裂解。原料烴的蒸汽稀釋降低了烴分壓，強化了烯烴的生成，並減少了在 輻射管中生成焦炭的趨勢。裂解爐通常具有矩形的燃燒室，豎直的管道居中位於輻射耐火壁之間。這些管道從它們的上端進行支撐。使用氣體或氣體/液體混合燃料，由裝配在燃燒器上的壁或地板或 二者的組合來完成對輻射區的烘烤。燃燒室通常處於微負壓下，最通常 具有向上的煙道氣流。通過至少 一個自然通風扇或誘導通風扇來使煙道 氣流入對流區。輻射盤管通常懸掛在燃燒室中心下方的單獨的平面上。它們可被套 入單獨的平面內或平行放置在交錯的雙排管布置中。從燃燒器向輻射管的熱傳遞主要通過輻射進行，因此烴在熱"輻射區"被從約1450°F加 熱到約1550叩，並因此經過劇烈裂解。因此，輻射盤管是受熱的(fired)管式化學反應器。進料到該爐 中的烴在對流區通過來自輻射區的煙道氣、對流區中原料的蒸汽稀釋等 的對流加熱被預熱至約900 -約1000。F。預熱後，在常規工業爐中，原 料準備進入輻射區。在典型的爐中，所述對流區可含有多個區域。例如，原料可以在第 一上區中進行初始預熱，鍋爐進料水在第二區域中加熱，混合的原料和 蒸汽在第三區中加熱，蒸汽在第四區中進行過熱，和最終的物料/蒸汽 混合物在底部即第五區中預熱至完成。區域的數目和它們的功能可相當 地不同。因此，熱解爐可以是複雜的和可變的結構。離開輻射區的裂解的氣體烴被快速降溫以防止裂解模式的破壞。在裂解的氣體被進一步在烯烴生產裝置中的下遊加工之前對其進行冷卻， 以高壓蒸汽的形式回收大量的能量，所述高壓蒸汽用於在所述爐和/或 烯烴裝置中再次利用。這通常通過使用本領域公知的在線換熱器來完 成。輻射盤管設計者努力實現短停留時間、高穩和低烴分壓。盤管長度 和直徑通過每個盤管的進料速率、與溫度性能有關的盤管冶金學、和盤 管中焦炭的沉積速率而確定。盤管範圍從低進料速率下的單個小直徑管 和每個爐許多盤管到高進料速率下的長的大直徑管和每個爐較少的盤 管。可採用管的各種組合。例如，並聯的四根窄管可進料至兩根也是並 聯的更大直徑的管，後者則進料至串聯連接的更大的管。因此，盤管長度、直徑、和串聯/並聯流動的安排在爐和爐之間可廣泛地加以變化。 爐，由於它們的設計性質特徵，通常要根據它們的製造商來提及。本發明適用於任何熱解爐，包括但不限於由Luramus， M. W. Kellog & Co.、 Mitsubishi, Stone & Webster Engineering Corp. 、 KTI Corp. 、 Linde-Selas製造的那些，等等。由所述爐中流出的裂解的烴的下遊加工相當地不同，並具體地基於 起始烴原料是氣體還是液體。由於本發明僅使用液體全餾分原油作為原 料，本文中的下遊加工將針對液體進料的烯烴裝置來描述。對於現有技 術中來自液體原料、石腦油至柴油的裂解的氣體烴和對於本發明的全餾 分原油的下遊加工，比氣體原料更加複雜，因為在所述原料中存在更重 的烴組分。就液體烴原料的下遊加工而言，儘管它可在各裝置間有所變化，但 通常對爐流出物在例如前述的在線換熱器中進行熱交換以後進行油急 冷。因此，所述裂解的烴料流經過初級分餾以除去重液體例如燃料油， 然後壓縮未冷凝的爛，並從中除去酸性氣體和水。然後分別分離各種所 希望的產物，例如乙烯、丙烯、每分子具有4個碳原子的烴的混合物、 燃料油、高溫分解汽油和高純度氫氣料流。根據本發明，提供了使用全餾分原油液體(沒有經過分餾、蒸餾等) 作為烯烴裝置熱解爐的初始(起始)原料的方法。通過這樣做，本發明 消除了對把全餾分原油耗資巨大地蒸餾成各種餾分例如從石腦油至柴 油以充作爐的起始原料的需要，而這種蒸餾如上文所述，是現有技術中 首先要做的。如以上所提到的，使用液體烴初始原料比使用氣體烴初始原料更加 複雜，因為液體中存在較重的組分而氣體中不存在。當使用全餾分原油 時作為初始原料與使用液體石腦油或柴油作為初始原料時，情況更是如 此。就全餾分原油而言，存在更多的通常為液體的烴組分，且它們的天 然熱力學趨勢就保持在液體狀態。液體原料需要熱能來把液體加熱至其 蒸發溫度，對於較重的組分來說，該蒸發溫度會是非常高的，還要加上 這些組分的蒸發潛熱。如以上所提到的，出於裂解的目的，要求被送到輻射區的預熱了的 烴料流處於氣體狀態，對於使用全餾分原油作為進料到爐中的起始原料 來說，這裡存在著挑戰。也高度希望使前述的較重組分不進入輻射區和 不進入即便是對流區較高溫部分，因為如果較重組分與輻射盤管的內 壁接觸，會導致在盤管中生成令人討厭的焦炭。通過本發明，即使^使用 全餾分原油作為起始原料，也避免了生成過量的焦炭。這與多數現有技 術相反，現有技術教導說，直接把全餾分原油進料到常規蒸汽爐是不可 行的。通過本發明，避免了使用全餾分原油作為爐的初始進料的前迷問 題，並通過首先採用蒸發功能而不是蒸發/溫和裂解合併的功能，實現 了送入爐的輻射區的烴料流的完全蒸發，其中溫和裂解不是本方法的實 質性目標。取決於所使用的原料，例如魚油原料和急冷油(下文中有定 義)，本發明的蒸發步驟可涉及微量的溫和裂解或沒有溫和裂解，但溫 和裂解不是本發明的目標。對於含有烴質組分的原料而言，輕微程度的 溫和裂解在某些環境中恰恰是不可避免的。可使用獨立的蒸發設備來實施本發明，所述蒸發設備單獨地且獨立 於對流區和輻射區進行操作，並可用作(1)爐的整體部分，例如在爐的內部在對流區之中或附近但位於輻射區的上遊和/或(2)本身在爐的 外部但與爐以流體連通。當採用在爐的外部時，全餾分原油初始原料在 爐的對流區進行預熱，流出所述對流區和所述爐至單獨設立的蒸發設 備。然後把這個單獨設立的設備的氣體烴產物送回到所述爐中以進入它 的輻射區。如果希望，可在不同於所述爐的對流區的地方實施預熱，或 以所述爐的內部和/或外部的任意組合來預熱，且仍落在本發明的範圍 之內。本發明的蒸發設備接收已經被預熱至例如約500 -約750°F、優選 約550 -約650°F的全餾分原油初始原料。與所述原料的完全蒸發所需 要的溫度相比，這是較低的溫度範圍，並且是本發明的新穎性特徵的一 部分。該較低的預熱溫度範圍幫助避免了當按照本發明操作時在預熱區 中結垢或生成焦炭。這種預熱優選地，但不是必須地，發生在以這種原油作為初始原料的所述爐的對流區。.因此，本發明的蒸發操作步驟中的第一區採用蒸氣/液體分離，其 中預熱的原料料流中的氣體烴和其它氣體(如果有的話)與預熱後保持 液態的那些組分分離。前述的氣體從該蒸氣/液體分離區除去並送到所 述爐的輻射區。在該第 一 區例如上區中，蒸氣/液體分離以本領域公知且顯而易見 的任何常規方式、各種方法和手段來分離出液體。用於液體蒸氣/液體 分離的適宜的設備包括具有蒸氣切向入口的液體分離容器、離心分離器、常規的旋風分離器、schoepentoeters、葉輪液滴分離器(vane droplet separator )等。這樣與前述蒸氣分開的液體運動至第二區，例如較低的區。這可通 過如下文圖2所示的外部管道系統來完成。或者這可在所述蒸發設備的 內部來完成。進入並沿著該第二區的長度運動的液體與逆流而來的料流 例如上升料流相遇。不含所除去的氣體的該液體，接受該逆流而來的料 流的熱能的全部影響和稀釋效果。該第二區可載有至少 一種液體分布設備例如多孔板、槽式分布器、 雙流體盤、升氣管型塔盤、噴射噴嘴等。該第二區也可在其一部分中載有一個或多個常規的蒸餾塔填充材 料以促進液體和氣體在該第二區中的緊密混合。隨著液體烴運動(下降)穿過該第二區，它的大部分被與之接觸的 高能量蒸汽所蒸發。這使得更難以蒸發的烴組分能夠繼續下降並經受越 來越高的蒸汽與液體烴的比例和越來越高的溫度以使得它們能夠被蒸 汽的能量和降低了的液體烴分壓與升高了的蒸汽分壓共同蒸發。此外， 就特定的原油原料組成而言，所述蒸汽也可提供能量用於一些微量的溫 和熱裂解以降低液體中各種物質的分子量，從而使它們能夠蒸發。然而， 因為在本發明中採用的新型步驟，如果發生溫和裂解，它會少量發生甚 至幾乎不發生。對於在本發明中用作初始原料的特定的輕質全餾分原 油，基本上僅發生蒸發而很少或不發生溫和裂解。通過本發明，並與現有技術相反，蒸發(基本上沒有液體烴在本發明的蒸發設備中溫和裂解)被最大化而液體組分的溫和裂解被最小化， 如果沒有消除的話。這通過向蒸發設備中導入急冷油並定期從該設備中 排出急冷油和來自原油原料的液體烴的混合物來實現。以這種方式， 以原油和急冷油的恰當組合，可單獨通過蒸發功能來生成用來給爐的輻 射區進料的合意量的烴蒸氣。就其它和不同組成的原油和/或急冷液體 而言，會發生一些微量的溫和裂解，但甚至在這種情況下，單獨通過蒸 發功能將生成大多數的合意的烴蒸氣。圖l顯示了典型的裂解操作(裝置)l，其中爐2具有上部對流區C 和下部輻射區R， 二者靠交叉連接(參見圖2)。原料5將在爐2中裂 解，但在裂解前，要確保基本上完全蒸發，它首先在區域6中預熱，然 後與稀釋蒸汽7混合，且所得到的混合物進一步在區域8中加熱，區域 8位於區C的比區域6更熱的區域。然後將所得到的蒸氣混合物送入輻 射區R，並分配至一個或多個輻射盤管9。收集盤管9的裂解的氣體產 物並通過管線IO將其送到多個在線換熱器11 (圖1中的TLE)，在那 裡所述裂解的氣體產物被冷卻到熱裂解功能基本上終止的程度。通過在 TLE11的下遊立刻注入再循環的冷卻的急冷油20來進一步冷卻裂解的 氣體產物。所述急冷油和氣體混合物經由管線12送到油急冷塔13中。 在塔13中，它與烴質液體急冷物質例如來自管線l4的高溫分解汽油接 觸以進一 步冷卻所述裂解的氣體產物並冷凝和回收額外的燃料油產物。 產物24的一部分在一些額外的冷卻(未示出)之後經由管線20再循環 至管線12中。裂解的氣體產物經由管線15從塔13回收並送到水急冷 塔16中，在那裡它與由塔16的較低部分回收的再循環的冷卻水17接 觸。在塔16中，水17冷凝出液體烴部分，該液體烴部分的一部分被用 作液體急冷物質14，和一部分經由管線18移出用於在別處的其它加工。 未進入管線2 0中的急冷油部分2 4的 一部分作為燃料油而移出並在別處 加工。將如此加工的裂解氣體產物從塔,16中移出並經由管線19送到壓縮 和分餾設備21中，其中前述的單獨的產品料流作為裝置1的產品而回 收，這些單獨的產品料流被概括性地以管線23來表示。圖2顯示了本發明的方法應用至圖1的爐2的一個實施方案。出於 簡化和簡短起見，圖2是非常粗略的，如以上所述，實際的爐是非常復 雜的結構。在圖2中，爐2顯示出具有進入預熱區6的初始原料料流5。 出於上述原因，原料l可與稀釋蒸汽(未示出)在其進入區域6之前混 合和/或在區域6的內部混合。區域6是爐的預熱區。原料5穿過區域6 並且當被加熱到前述的合意的溫度範圍時通過管線25離開區域6。在常 規的烯烴裝置中，該預熱的原料將與稀釋蒸汽混合，然後將離開區域6 (例如爐的對流區C)進入圖1的區域8，然後進入爐2的輻射區R。然 而，根據本發明，預熱的原料(主要由來自原料5的烴液體和烴蒸氣組 成的混合物)改為通過管線25在約500 -約750°F下送至單獨設立的蒸 發設備26，設備26在該實施方案中位於爐2的外部。然而，設備26 與爐2以流體連通。所述預熱的原料首先進入設備26的上部第一區27， 在那裡所存在的氣體組分與伴隨的仍為液體的組分分離。設備26是蒸發設備，這是本發明的新穎性特徵的一部分。沒有發 現設備26與常規的裂解爐有關聯。設備26經由管線25接收來自爐2 的全餾分原油，並將其進一步加熱至約650 -約1100。F以實現處於液態 的初始原料的至少大部分(絕大多數)發生大量蒸發。由設備26所接 收的與預熱的全餾分原油原料相關的氣體通過管線28從區域27移出。 因此，管線28帶走基本上所有的存在於區域27中的烴蒸氣。存在於區 域27中的液體從那裡經由管線29移出並進到下部區域30的靠上的內 部。在該實施方案中，區域27和30通過不可透過的壁31靠流體連通 而彼此分開，壁31可以是固體塔盤。管線29表示區域"和30之間的 外部流體下降流連通。在它們的場所中，或另外的通向那裡的場所中， 通過使用一個或多個塔盤將壁31修改成至少一部分液體能透過，區域 27和30可在它們之間具有內部的流體連通，所述塔盤被設計成允許液 體向下進入到區域30的內部和蒸氣向上進入到區域27的內部的形式。 例如，替代不可透過的壁(或固體塔盤)31，可使用升氣管型塔盤，在 這種情況下，由管線42運送的蒸氣將改為穿過該升氣管型塔盤並經由 管線28離開設備26，和液體32將在設備26的內部穿過下降到區域30,而不是經由管線29從設備26的外部穿過。在這種內部下降流情況下， 分布器33變得可有可無。液體無論以何種方式從區域27移至區域30,該液體按箭頭32所示 向下運動，並因此遇到至少一個以上所述的液體分布設備33。設備33 跨過設備26的橫截面均勻地分布液體以使得液體跨過塔的寬度均勻地 流入與填料34接觸。在本發明中，填料34缺乏促進烴的溫和裂解的物 質例如催化劑。稀釋蒸汽7穿過過熱區35，然後經由管線40進到區域30的填料 34以下的較低區域54中，在那裡它如箭頭41所示上升與填料34接觸。 在填料34中，液體32和蒸汽41彼此緊密混合，由此蒸發大量的液體 32。這種新生成的蒸氣與稀釋蒸汽41 一起經由管線42從區域30中移 出，並加入到管線28中的蒸氣中以生成位於管線43中的合併的烴蒸氣 產物。料流42可基本上含有來自原料5的烴蒸氣和蒸汽。然而，取決 於急冷油51的化學組成，它要麼可不含有這類急冷油的組分要麼可含 有少量至大量的最初存在於油51中的任何較輕的烴組分。例如，就重 急冷油例如重燃料油而言，基本上沒有組分會蒸發並最終到達料流42 中，但就較輕的急冷油例如煤油、原油或天然氣冷凝物而言，這些油的 大量的較輕組分可最終到達料流42中。因此，料流42代表了原料料流5加上稀釋蒸汽41的絕大部分並減 去存在於料流50中的來自原料5的液體渣油。料流43穿過位於對流區 C的更熱(更低)區域中的混合的原料預熱區44以進一步升高所存在的 所有物質的溫度，然後經由交叉管線45進入區R中的輻射盤管9中。 管線45可位於爐導管55的內部或外部。料流7可全部應用在區域30中，或其一部分可應用在管線28 (經 由管線52)或管線43 (經由管線53)中，或在二者中都應用，以幫助 防止液體在管線28和43中的冷凝。在區R中，含有多種不同烴組分的來自管線45的蒸氣原料經受如 上所述的劇烈裂解條件。裂解產物通過管線10離開區R，用於在如圖1所示的爐2的下遊烯烴裝置的其餘部分中進行進一步加工。設備26的區域30提供使液體32與熱的一種氣體或多種氣體例如 料流41接觸的表面積。液體和氣體在區域30中的逆向流動使得最重的 (沸點最高的)液體與最高的熱氣體與烴的比例下接觸並同時與最高溫 的氣體接觸。這產生了對於原油原料5的最重的殘油的蒸發來說最有效 的設備和操作，因此允許用作劇烈裂解區R的蒸氣原料45的這些原油 有非常高的使用率。通過本發明，這些液體首先被蒸發，而很少或沒有使用區域30的 溫和熱裂解功能。這通過以連續的或至少半連續的或周期性的方式來經 由管線50從區域30的底部54移出液體並向該底部液體中導入急冷油 51而得以實現。因此，可生成液體渣油50，其至少最初由這種底部液 體和急冷油51的混合物所組成。急冷油51可以是，但不是必須是，與在裂解裝置中常規所指的急 冷油(即圖1中的油24)相同的物質。油51基本上全是烴並在環境溫 度和壓力條件下通常為液體。它可含有大批的烴分子，並因此難以(如 果不是不可能的話)以其化學組成來表徵。然而，在本領域中這沒必要 告知，因為它可祐束示為在環境溫度和壓力條件下為液體的烴混合物。 因此，可採用廣泛種類的已知物質，例如圖1的裂解裝置急冷油24、圖 l的原油原料5、天然氣冷凝物、柴油、燃料油、瓦斯油、煤油等。將油51在顯著低於存在於區域30的較低區域54中的由原料5所 剩下的液體的溫度下引入到區域30中。油51的溫度可充分低於這種液 體的溫度以至少減少，並優選消除，任何焦炭生成反應，所述焦炭生成 反應在區域30的區域54中所盛行的溫度下可發生(存在)於這種液體 中，特別是該部分低於料流41所導入該部分的最低點時。這個溫度可 廣泛地變化，但通常低於約800。F，優選低於約700°F。導入區域30中 的油51的壓力可以是足以將該油注入到該區的內部，例如從稍微高於 常壓直至約100psig。油51可以或可以不含有在區域30中低於料流41導入區域54的最 低點所盛行的條件下閃蒸或蒸發的較輕的烴餾分。如果油51是天然氣冷凝物，例如，它的組分可蒸發併到達管線42。這種蒸發，特別是通過 閃蒸，可幫助冷卻與油51混合的液體，從而幫助冷卻以上所述的該液 體。如果油51含有在區域30的條件下可蒸發的組分並最終到達管線42 和43，這些組分應該適合於並可用作盤管9的裂解原料。可選擇油51 的初始組成以使得它在區域30的區域54中基本上完全蒸發或不完全蒸 發。油51的粘度可大大(顯著)低於與它在區域30的區域54中所混 合的液體烴的粘度，以使得剩餘在液體渣油混合物50中的油51的餾分 額外地用來降低混合物50的整體粘度，從而有助於在該工藝的下遊對 混合物5Q進行處理。因此，通過使用本發明的急冷油51和除去渣油50，可驅動著設備 26的整體操作朝向蒸發功能進行以排除或基本上排出溫和裂解功能。這 使得在本方法中可使用更寬組成範圍的全餾分原油原料物質5。還有， 這允許簡單地使用熱氣體來加熱重質烴，這與現有技術中使用熱的金屬 表面來加熱相反，然後快速急冷，從而避免焦炭的生成和令人討厭的焦 炭結垢或堵塞該系統。而且，料流50中的焦炭如願地得以避免，因為 存在的焦炭越少，石化產品品質和該料流的價值約高。油51不僅可用於冷卻區域54的底部液體並降低區域30和管線50 中的焦炭生成，而且，通過精心選擇油51的化學組成，可通過在區域 54的操作條件下從油51中閃蒸出較輕的組分來增強這種冷卻效果。這 些閃蒸出的物質也可對提供給盤管9中的裂解工藝的原料的量做出有益 貢獻，從而從整體上增加了該裂解裝置的生產能力。因此，在圖2的示例性實施方案中，分離出來的液體烴29從區域 27向下落入較低的第二區域30中，並在區域30中部分蒸發，而不依賴 於溫和裂解。由於熱氣體的影響，這些氣體烴通過管線42離開設備26， 所述熱氣體例如通過管線40被導入到區域30 (區域54 )的較低部分 (例如在底部一半或四分之一處)後穿過區域30上升的料流"。原料5可在從約環境溫度直至約300。F的溫度下、在從略微高於常 壓直至約100psig的壓力下進入爐2 (下稱常壓到100psig)。預熱後 的原料5可在約500 -約750。F、優選在約600 -約650。F的溫度下、在約常壓至100psig的壓力下經由管線25進入區域27。料流28可基本上全是由原料5所生成的烴蒸氣，並處於約500 -約750°F的溫度和約常壓至100psig的壓力下。料流29可基本上全是從原料5在預熱器6中蒸發後所剩下的液體並處於約500 -約750。F的溫度和從略微高於常壓直至約100psig的壓力下(下稱常壓到100psig)。料流28和42的合併，以料流43所表示，可處於約650 -約800。F的溫度和在常壓至100psig的壓力下，並含有例如從約0. 2至約2磅蒸汽每磅烴的總體上的蒸汽/烴比例。料流45可處於處於約900 -約1100°F的溫度和從常壓至100psig 的壓力下。料流51可處於處於小於約8t)0。F、優選小於約700。F的溫度下，並 且壓力足以將該料流在低於料流40注入區域54的最低點處注入區域30 的內部的較低部分即區域54中。通過將料流51低於料流40注入區域 30中，液體在區域54中的溫度降(快速急冷效果)得以最大化。液體渣油50可由例如小於原料5的約50wt。/。的餾分組成，該餾分 用油51或油51的組分全部稀釋、基本上全部稀釋或不稀釋，其中wt %基於原料5的總重量。料流50可基本上僅含有原料5組分，或可以 是原料5組分與油51或油51的組分的混合物。因此，取決於起始採用 的原料5和油51的初始組成和設備26的操作條件，料流50可由100 %的原料5組分組成或任何重量的原料5組分和急冷油51 (或其組分) 的混合物組成。存在於渣油50中的原料5組分可具有大於約1000°F的 沸點。渣油50可處於小於約700。F的溫度和從常壓至100psig的壓力 下。在區域30中，希望稀釋比例(熱氣體/液滴)高。然而，因為全餾 分原油的組成大幅變化，稀釋比例將大幅變化。通常，熱氣體41例如 蒸汽與烴的比例在區30的頂部可為約0.2/1至約5/1，優選約0.2/1 至約1.2/1，更優選約0.2/1至約1/1。經由管線40導入的適宜的熱氣體的實例是蒸汽。所採用的蒸汽中可存在其它物質。料流7可以是在常規的裂解裝置中通常釆用的那種類 型的蒸汽。這種氣體優選處於足以使進入區30的液體烴32的大部分鎦 分揮發的溫度。通常，由導管40進入區30的氣體將至少為約800。F， 優選為約800 -約1100。F，並處於常壓至100psig下。出於簡化起見， 這些氣體將在下文中僅以蒸汽相稱。料流42可以是蒸汽和在低於約1100。F下沸騰的烴蒸氣(主要衍生 自原料5，並，可能地， 一些少量衍生自油51)的混合物。該料流可以 處於約600 -約800。F的溫度下和處於常壓至100psig的壓力下。常規的蒸餾塔填料34為從管線41進入的蒸汽提供了表面積。因此， 部分34提供了使下降流液體與從管線40進入的上升流蒸汽41接觸的 表面積。區30中的逆流流動使得最重的(沸點最高的)液體在最高的 蒸汽與油的比例下同時與最高溫度的蒸汽接觸。這產生了對於較重的油 原料的最重的部分的蒸發來說最有效的設備和操作，因此允許用作劇烈 裂解區R的蒸氣原料的這些原料有非常高的使用率。因此，更難蒸發的 液滴接收逆流而來的蒸汽的全部熱強度，該接收發生在蒸汽最熱時並發 生在非常高的蒸汽稀釋比例下，以使得蒸發這些穩定的物質的可能性得 以最大化。設備26中的溫度範圍，特別是區域30中的溫度範圍，與區30中 的停留時間結合，可以是基本上蒸發大部分，至少約90wt。/。的原料5 中的烴組分的溫度，所述烴組分約1000。F或更低的常壓沸點，其中wt %基於原料5的總重量。靠這種方法，液體全餾分原油初始原料的大部 分被轉化成氣體烴料流，該氣體烴料流適合作為導入區R的原料。可見，來自管線40的蒸汽不是僅用作出於分壓目的的稀釋劑而且 用作可導入例如導管5 (未示出)的稀釋劑蒸汽。更正確地，來自管線 40的蒸汽不僅提供稀釋功能，而且為保持在液態的烴提供額外的蒸發能 量。這通過使用剛好足夠的能量以實現較重的烴組分的蒸發並通過控制 能量輸入來實現。例如，通過使用管線40中的蒸汽，實現原料5液體 的大量蒸發，同時減少在區30中生成焦炭。這與油51的焦炭生成急冷 效果相結合，有或沒有油51的組分閃蒸，提供了在區域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釋比例和最高溫度的蒸汽，隨著液體烴液體在區30中日益增多地向下運動，它們是最需要的。 未蒸發的液滴被油51迅速急冷。圖2的設備26，如果不是爐2外部的單獨設立的設備，可含於對流 區C的內部，使得區30整體位於爐2的內部中。儘管爐中設備26的總 容積(containment)可合意於不同的爐設計考慮，為了實現本發明的 益處，對它不做要求。設備26也可整體地或部分地位於爐的外部，這 仍落在本發明的主旨範圍內。相對於爐2，將設備26整體放在內部和整 體放在外部的組合對於本領域技術人員來說將是顯而易見的，並也落在 本發明的範圍之內。本發明的設備26的操作可用於除去不能被裂解或蒸發的物質，無 論其是否為烴。這些物質的典型實例是金屬、無機鹽、未轉化的瀝青等。 可通過管線50將這些物質從該系統中取出。實施例將來自儲罐的全餾分原油料流5 (以撒哈拉共混物為特徵)在環境 溫度和壓力條件下直接進料到熱解爐2的對流區。在該對流區，在約 70psig下將這種全餾分原油初始進料預熱至約650°F,然後進入到蒸發 設備26中，在那裡處於約650。F和63psig下的烴氣體在該設備的區域 27中與液體分離。所分離的氣體從區域27移出以轉移至該爐的輻射區， 用於在1450 - 1500。F下在輻射盤管9的出口處進行劇烈裂解。由原料5所剩下的烴液體，在與前述所伴隨的烴氣體分離後，被轉 移到較低的區域30中並使其在該區域中朝著其底部向下降落。靠近區 域30的底部導入處於約1100。F下的預熱的蒸汽40以在區域54中給出 約3.8/1的蒸汽與烴的比例。下降的液滴與從區域30的底部朝著其頂 部上升的蒸汽逆流流動。就在區域30中向下降落的液體而言，蒸汽與 液體烴的比例從區域30的頂部向底部增加。約710。F下的蒸汽和烴蒸氣42的混合物從區域30的頂部附近排出， 並與早先經由管線28從區域27中移出的氣體混合以生成混合的蒸汽/ 烴蒸氣料流，其含有約0.4磅蒸汽每磅所存在的烴。該混合的料流在區域44中在低於約50psig下被預熱至約lt)25。F,並導入爐2的輻射區R 中。
權利要求
1.包括如下步驟的方法(a)在提供蒸發功能的設備中將加熱的全餾分原油原料分離成蒸氣烴和液體烴；(b)將至少一部分所述蒸氣烴轉移到爐的輻射加熱區以引起劇烈的熱裂解；(c)在所述設備中保留至少一部分所述液體烴；(d)使所述保留的液體烴與至少一種加熱氣體接觸以生成額外的用來轉移到爐的輻射加熱區的蒸氣烴；(e)在所述設備的底部附近導入至少一種急冷油以生成油-液體烴混合物，所述急冷油的溫度足以冷卻剩餘的液體烴以使焦炭生成反應最小化；和(f)從所述設備中除去至少一部分所述油-液體烴混合物；從而驅動所述設備的操作朝著所述蒸發功能進行。
2. 烯烴生產裝置的操作方法，所述烯烴生產裝置使用熱解爐來 劇烈地對烴物質進行熱裂解以在所述裝置中對所述裂解的物質進行後 續加工，所述爐在其內部具有至少一個對流加熱區和單獨的輻射加熱 區，所述輻射加熱區用來進行所述劇烈裂解，改進包括向所述爐提 供全餾分原油作為初始原料，預熱所述原料以生成蒸氣烴和液體烴的 混合物，在蒸發設備中收集所述混合物，在所述設備中將所述蒸氣烴 與所述液體烴分開，將所述蒸氣烴送至所述輻射加熱區，在所述設備 中保留所述液體烴，將至少一種加熱氣體導入所述設備以與所述設備 中的所述液體烴混合用以稀釋所述液體烴並將其加熱以生成額外的蒸 氣烴並且剩餘的液體烴留在所述設備中，將所述額外的蒸氣烴轉移至 所述輻射加熱區，向所述設備中導入至少一種急冷油以在所述設備中 生成所述急冷油與所述剩餘的液體烴的混合物，其中所述急冷油的溫焦炭生成反應最小化，並從所述設備中除去至少部分所述剩餘的液體烴，由此驅動所述設備的操作朝著蒸發方向進行。
3. 權利要求1的方法，其中將所述原料加熱至約500 -約750。F， 所述加熱氣體將所述液體烴加熱至約650 -約1100°F，和所述急冷油 的溫度低於約800叩。
4. 權利要求1的方法，其中所述急冷油的溫度低於約7t)0。F。
5. 權利要求1的方法，其中所述急冷油是處於環境溫度和壓力 條件下的烴液體。
6. 權利要求1的方法，其中所述急冷油的粘度大大低於所述剩 餘的液體烴並生成粘度大大低於所述剩餘的液體烴自身粘度的急冷油 /剩餘的液體烴混合物。
7. 權利要求1的方法，其中所述急冷油是選自下組的至少之一 烴裂解裝置急冷油、全餾分原油、天然氣冷凝物、瓦斯油、柴油和煤 油。
8. 權利要求1的方法，其中所述急冷油具有烴組分，所述烴組分烴「和閃蒸的所述經組:適合作^在;斤述輻射加熱區中的裂解原料。
9. 權利要求1的方法，其中將所述急冷油在低於所述至少一種 加熱氣體導入所述設備的最低導入點的位置導入到所述設備中。
10. 權利要求l的方法，其中所述蒸氣烴和額外的蒸氣烴中至少 一種在被從所述設備除去之後且導入所述輻射區之前與所述加熱氣體 混合。
11. 權利要求1的方法，其中基本上所有的蒸氣烴與所述剩餘的 液體烴分離，以使得主要是僅保留在所述設備中的烴液體經受更高的 加熱氣體與液體烴的比例和更高的加熱氣體溫度以引起所述液體烴的 額外的蒸發。
12. 權利要求1的方法，其中所述加熱氣體以加熱氣體/烴稀釋 比例為約0. 2/1至約5/1的比例導入所述設備。
13. 權利要求1的方法，其中所述加熱氣體在至少約800°F下導 入所述設備。
14. 權利要求l的方法，其中所述加熱氣體是蒸汽。
15. 權利要求2的方法，其中所述設備位於a)所述對流加熱區 的內部或b)所述爐的外部但與所述爐的內部以流體連通。
16. 權利要求l的方法，其中所述全餾分原油料流是在其被導入 到所述爐中之前沒有經過任何分餾的原油。
全文摘要
使用全餾分油作為烯烴生產裝置的熱解爐的原料的方法，其中所述原料經受蒸發條件直到大量蒸發而輕微的裂解最小化，但從所述原料中留下一些剩餘的液體，由此生成的蒸氣在所述爐的輻射區進行劇烈裂解，和來自所述原料的剩餘的液體與至少一種急冷油混合。
文檔編號C10G9/20GK101253254SQ200680031998
公開日2008年8月27日 申請日期2006年8月14日 優先權日2005年9月2日
發明者D·H·鮑爾斯 申請人:伊奎斯塔化學有限公司