集成的減壓渣油至化學品的轉化方法

2023-05-03 07:43:56

專利名稱：集成的減壓渣油至化學品的轉化方法
技術領域：
本發明涉及由原油或含渣油(resid)的原油餾分製造烯烴的方法。
背景技術：
烴的熱裂化是廣泛用於製備烯烴例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳族化合物例如苯、甲苯和二甲苯的石化工藝。這些中的每一種就其本身而言是有價值的商業產品。例如， 所述烯烴可以低聚(例如，形成潤滑劑基料)、聚合(例如，形成聚乙烯、聚丙烯及其它塑料)和/或官能化(例如，形成酸、醇、醛等)；它們都具有眾所周知的中間和/或終端應用。 一種熱裂化方法是蒸汽裂化，其包括在升高的溫度下在蒸汽或含蒸汽的氣體 混合物存在下將烴裂化。
典型地在蒸汽裂化中，通常將烴原料例如石腦油、瓦斯油或全餾分原油的其它不含渣油的餾分(可以例如，通過將全餾分原油蒸餾或另外地分餾獲得)與蒸汽混合併引入蒸汽裂化爐。常規蒸汽裂化使用一般具有兩個主要段的熱解爐對流段和輻射段。在常規熱解爐中，烴原料作為液體(除了作為蒸氣進入的輕質原料)進入所述爐子的不那麼劇烈的對流段，其中通過與輻射段的熱煙道氣間接接觸和任選地通過與蒸汽直接接觸將它加熱並汽化。然後將所述汽化的原料(和任選的蒸汽)混合物輸送(典型地經由交叉管道)到輻射段中，其中在典型地為大約10-大約50psig(69-345kPa)的壓力下將它迅速地加熱到劇烈烴裂化的溫度，例如大約1450° F(7880C )-大約1650° F(900°C )，以提供所述原料料流的徹底熱裂化。所得的包含烯烴的產物離開熱解爐用於快速驟冷和進一步下遊的分離和加工。
在裂化後，熱解爐的流出物含有較大多樣性(例如，飽和、單不飽和以及多不飽和，並可以是脂族和/或芳族的)的氣態烴，以及大量分子氫(H2)。然後進一步加工所述裂化產物例如在烯烴生產設備中進一步加工以產生各種單獨的個體高純度料流，即，氫氣，輕質烯烴乙烯、丙烯、丁烯，和芳族化合物，以及其它產物例如熱解汽油和熱解瓦斯油，作為所述設備的產物。
隨著世界範圍對輕質烯烴的需求量增加並且有利的原油來源的可獲得性耗盡，變得有必要使用較重質原油(即，具有較高比例渣油的那些)，這要求增加的資本投入以加工和處理精煉副產物。具有可以消耗較低成本、較重質原油，並更有效地產生較高價值的輕質烯烴的產物混合物的方法是高度合乎需要的。然而，當使用含高濃度渣油(通常存在於低質量重質原料中)的原料時，常規蒸汽裂化方法已知受結垢嚴重限制。因此，大多數蒸汽裂化爐限於加工基本上所有渣油餾分在其它精煉廠工藝中已經除去的更高質量的原料。這些附加的工藝增加總體工藝的成本。同樣，除去渣油餾分降低了精煉廠工藝的總體轉化效率， 因為大多數渣油餾分與低價值燃料油混合，而不是轉化成更高價值的材料。
重質烴原料在流化焦化塔中的裂化已經描述在美國專利號3，671，424中，引入本文供參考，該文獻公開了二階段流化焦化方法，其中所述第一階段是用於短接觸時間的輸送管線且第二階段是輸送管線或流化床。
美國專利公開專利申請號2007/0090018(引入本文供參考)公開了加氫加工和蒸汽裂化的集成。將包含原油或其含渣油餾分的原料劇烈地加氫處理並讓它流到蒸汽裂化爐以獲得烯烴產物。
美國專利號4，975，181 (引入本文供參考)公開了使用輸送管線反應器熱解重質烴原料的改進的方法和設備，其中通過使所述重質烴原料與加熱的固體顆粒接觸實現熱解反應溫度，緊接著用冷卻的固體-顆粒在輸送管線反應器中將所述熱解氣態流出物驟冷以使乙烯生產最大化和使副反應的影響最小化。
所考慮的與裂化重質原料相關的其它專利包括U. S. 4，257，871 ;U. S. 4，065，379; U. S. 4，180，453; U. S. 4，210，520; U. S. 7，097，758; U. S. 7，138，097; U. S. 7，193，123; U. S. 3，487，006; U. S. 3，617，493; U. S. 4，065，379; U. S. 3，898，299 ; U. S. 5，024，751; U. S. 5，413，702; U. S. 6，210，561; U. S. 7，220，887; U. S. 3，617·，493 ; U. S. 2007/023845;W0 01/66672;W0 2007/117920;U. S. 6, 632, 351;WO 2009/025640 和TO 2007/117919。所考慮的其它參考文獻包括"Tutorial: DelayedCoking Fundamentals. " P. J. Ellis and C. A. Paul, paper 29a, TopicalConference on Refinery Processing, 1998 Great Lakes CarbonCorporation(其可以從 http://www. coking, com/ DEC0KTUT. pdf 下載)。
本領域中仍需要經濟地加工重質、含渣油原料以便製備烯烴、芳族化合物及其它有價值的石化產品的新裝置和方法。本發明以前的所有已知的技術具有不足、缺陷或不合需要的方面。發明內容
發明概述
在一個實施方案中，本發明涉及裂化含渣油的烴原料的方法，優選連續方法，包括加熱含渣油的烴原料；讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器(例如分離鼓)；在所述氣/液分離器中將所述經加熱的烴原料閃蒸以形成氣相(例如塔頂氣相)和含所述渣油的液相；讓所述含渣油的液相的至少一部分從所述氣/液分離器流到含焦炭顆粒的熱轉化反應器，(優選所述熱轉化反應器在1200° W649°C)或更高下操作)；和將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。優選地，焦炭顆粒按至少1:1的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt)存在於反應器中，基於進入所述反應器的循環焦炭固體和新鮮原料的重量。(當反應器或反應區提出在某個溫度下"操作"時，這指的是所述反應器或區中的材料已經被加熱到那個溫度)。如果渣油熱轉化反應器在提升管構型中操作，則優選調節固體循環以提供在接觸區中至少3:1,優選在5:1以上,優選在8:1以上,優選高達大約30:1的熱焦炭/新鮮洛油進料比(wt/wt)與數量級為秒(典型地，O. 5-30秒，優選1-10秒，優選1. 5-5秒)的短的接觸時間。如果所述熱轉化單元作為緻密流化床操作，則這種比例可以相似或略微降低(例如 O. 1:1-30:1)並包括10-20秒或更多(例如10-60秒)的更長的接觸時間。
在所述方法的另一個實施方案中，所述熱轉化反應器是與流化焦化塔集成的輸送管線反應器，和所述方法進一步包括將所述含渣油的液體塔底相與從所述流化焦化塔提取的焦炭顆粒結合以在所述輸送管線反應器內形成流化混合物。
在另一個實施方案中，所述方法進一步包括用至少一個旋風分離器將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離和讓所述焦炭顆粒進入結合在所述流化焦化塔內的蒸汽-空氣氣化器。
在另一個實施方案中，所述方法包括在讓所述含渣油的液相流到所述輸送管線反應器之前，將所述含渣油的液體塔底相與含FCC催化劑細粒的流化催化裂化(FCC)反應器的流出物混合。
有利地，所述方法進一步包括將所述FC C催化劑細粒和所述焦炭顆粒在所述輸送管線反應器和所述流化焦化塔之間循環，以致FCC催化劑細粒的濃度達到佔循環固體的 5wt% -25wt%的穩態水平。
適宜地，在蒸汽裂化爐的對流段中加熱所述烴原料，並且使所述氣/液分離器(例如分離鼓)與所述蒸汽裂化爐集成。
有利地,所述烴原料含有至少lwt%洛油,優選至少10wt%洛油,優選至少20wt% 渣油，典型地，IOwt % _50被％的渣油。優選地，所述烴原料含有至少Iwt % 566°C +渣油， 優選至少IOwt % 566°C +渣油，優選至少20wt% 566 °C +渣油，典型地，IOwt % _5(^丨％的 566°C + 渣油。
適宜地，將所述烯烴與蒸汽裂化爐的產物料流合併。
優選地，熱轉化反應器內的溫度為649°C -1000°C，優選700°C _900°C，典型地， 700 V -800。。。
本發明還涉及裂化含渣油的烴原料的系統，優選連續系統，包括蒸汽裂化爐，具有與所述蒸汽裂化爐的對流段集成的氣/液分離器(例如分離鼓)；和流化焦化塔，包括 流化床氣化器，包括與所述分離鼓的下部流體連通的烴原料入口和熱解產物出口管線的輸送管線反應器，將所述流化床氣化器的下部與所述輸送管線反應器連接的固體導管，和至少一個旋風分離器，其具有與所述熱解產物出口管線連接的入口、在所述旋風分離器的頂部的裂化產物出口和在所述旋風分離器底部的固體出口。
有利地，所述系統進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。
在另一個實施方案中，所述流化床焦化塔進一步包括流化床加熱器容器和至少一個在所述氣化器的上部和所述加熱器容器的下部之間連接的氣體導管，所述流化床加熱器容器具有將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的循環固體導管，優選兩個固體導管。
有利地，所述旋風分離器固體出口與所述流化床氣化器或所述加熱器容器中任一或兩者連接。
在一個實施方案中，所述輸送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的下部連接。
在另一個實施方案中，所述輸送管線反應器是下流式反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的上部連接。
在另一個實施方案中，在所述熱轉化反應器中製備C2-C4烴和通過循環到蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
在另一個實施方案中，這裡描述的任何方法是連續方法。所謂的連續是指所述方法在沒有停止或中斷的情況下操作。例如，製備烯烴的連續方法將是其中反應物被連續地引入一個或多個反應器並且烯烴產物被連續取出的方法。
當參考以下詳細描述、優選的實施方案、實施例和所附權利要求書時，這些和其它目的、特徵和優點將變得顯而易見。
附圖簡述
在以下附圖中，相似的設備和/或工藝步驟用同樣的數字標示。


圖1是本發明方法的一個實施方案的流程圖。
圖2是可用於本發明方法的熱轉化反應器的圖示。
發明詳述
本發明公開了由重質原料按其中高比例的減壓渣油更有效地轉化成化學品(例如烯烴和/或其它裂化組分例如輕質烴)的方式製備化學品(例如烯烴和/或其它裂化組分例如輕質烴)的方法，優選連續方法。本發明涉及具有集成的分離鼓的蒸汽裂化爐與高溫流化焦化塔或Flexicoker 的組合。
流化焦化和Flexicoking 方法由Exxon在二十世紀六十年代開發並詳細描述在與渣油加工技術有關的許多以前 的專利以及教科書中。例如，美國專利號3，671，424(引入本文供參考)描述並說明了用於其中的適合的流化焦化設備和方法。
在本發明的一個實施方案中，讓來自分離鼓，例如與蒸汽裂化爐的對流段集成的分離鼓的含渣油的流出物作為塔底料流排出，流到熱轉化反應器，例如流化焦化塔，裂化和轉化成包括烯烴的所需產物，可以將該產物與離開一個或多個蒸汽裂化爐的輻射段的產物料流結合。術語熱的熱解單元、熱解單元、蒸汽裂化爐和蒸汽裂化器在此作為同義詞使用； 都是指通常稱為蒸汽裂化爐的裝置，但是使用蒸汽是任選的。
根據本發明，原油或其含渣油的餾分作為原料用於蒸汽裂化爐。適合的較低價值原料可以典型地包括重質原油，即具有高濃度渣油、高硫、高總酸值(TAN)、高芳族化合物和 /或低氫含量的那些烴原料。
本文所使用的原油是指從井口、生產油田設施、運輸設施或其它初始油田加工設施流出的全餾分原油，任選地包括已經通過脫鹽、處理步驟和/或使其可為精煉廠中的常規蒸餾所接受而必要的其它步驟加工的原油。本文所使用的原油認為包含渣油。
原油餾分典型地從精煉廠管式蒸餾釜獲得。雖然從精煉廠管式蒸餾釜獲得的任何原油餾分可用於本發明，但是本發明提供的重要的優點是仍含有全部或一部分存在於從井口獲得的全餾分原油中的原始渣油的原油或原油餾分可以用作蒸汽裂化爐的原料。在一個實施方案中，本發明系統的原油或其它原料可以包含至少大約lwt%渣油，優選至少大約5wt%洛油，更優選至少大約IOwt %洛油至高達大約50wt%洛油，優選至少大約Iwt % 566°C +渣油，優選至少大約5wt% 566°C +渣油，更優選至少大約10wt% 566°C +渣油至高達大約50wt% 566°C +渣油。
本文所使用的渣油是指本領域中另外已知作為殘油或殘渣的重質石油化合物的複雜混合物。常壓渣油是在常壓蒸餾中產生的塔底產物，其中最重質餾出物的終點標稱是 650° F(343°C )，並稱為650° F+(343°C+)渣油。減壓渣油是得自在真空下的塔的塔底產物，其中最重質餾出物標稱是1050° F(566°C )，並稱為1050° F+(566°C+)渣油。(術語" 標稱"這裡是指適當的專家可以對這些術語的精確餾出溫度有不同看法，但是可能相差至多+/-50° F或至多+/-100° F)。這種1050° F+(566°C+)部分含有浙青質，該浙青質傳統上認為對蒸汽裂化爐是成問題的，這導致設備的嚴重結垢和潛在的腐蝕或侵蝕。本文所使用的術語"渣油"是指650° F+(343°C+)渣油和1050° F+(566°C+)渣油，除非另有規定 (應指出，650° F+渣油包含1050° F+渣油)。根據本發明，使所述650° F+渣油，高達至少所述1050° F+(5660C +)沸點部分的至少一部分汽化，例如當與蒸汽結合時，和/或當在蒸汽裂化爐的分離鼓中降低或閃蒸壓力時。
渣油典型地含有高比例的不合需要的雜質例如金屬、硫和氮，以及高分子量(C12+) 環烷酸(根據ASTM D-664按照TAN測量，TAN是指總酸值，表示為毫克("mg" )Κ0Η/克 ("g")樣品)。本發明的又一個優點是可以容易地加工含高比例的這些雜質中一種或多種的原料。在一些實施方案中，本發明可以基於566°C +洛油實踐，該566°C +洛油具有以下性能中一種或多種(優選二、三、四、五、六或七種)l)50ppm Ni或更多，或者IOOppm 或更多，或者125ppm或更多，基於所述566°C + 油的重量；和/或2) 200ppm f凡或更多， 或者500ppm或更多，或者900ppm或更多，基於所述566°C +洛油的重量；和/或3)4wt% 硫或更多，或者5wt%或更多，或者6wt%或更多，基於所述566°C +洛油的重量；和/或4) 至少O. 1，或者至少O. 3，或者大約O.1-大約20，大約O. 3-大約10，或大約O. 4-大約5的 TAN ;和/或5) 19或更低(ASTMD6822，15. 5°C )的AP I比重；和/或6)至少O. 04克C5浙青質/克渣油的C5浙青質含量("(5浙青質"是指通過ASTM方法D2007測定的不溶於戊烷的浙青質)；和/或7)在37. 8°C下至少IOcSt的運動粘 度(通過ASTM D445測定)。可以在此使用的實例渣油是從原油獲得的566°C+渣油，該原油包括但不限於得自以下世界區域中的原油墨西哥灣(U. S. Gulf Coast)、南加利福尼亞(southern California)、阿拉斯加北坡(north slope of Alaska)、加拿大浙青砂(Canada tar sands)、加拿大阿爾伯塔省地區(Canadian Alberta region)、墨西哥坎佩切灣(Mexico Bay of Campeche)、阿根廷聖喬治盆地(Argentinean SanJorge basin)、巴西桑託斯和坎波斯盆地(Brazilian Santos andCampos basins)、埃及蘇伊士海灣(Egyptian Gulf of Suez)、查德(Chad)、英國北海(United Kingdom North Sea)、安哥拉海上(AngolaOffshore)、中國渤海灣(China Bohai Bay)、中國克拉瑪依(ChinaKaramay)、伊拉克扎格羅斯(Iraq Zagros)、哈薩克斯坦裏海(Kazakhstan Caspian)、奈及利亞海上(Nigeria Offshore)、馬達加斯加西北部 (Madagascar northwest)、阿曼(Oman)、荷蘭斯霍丨內貝克(Netherlands Schoonebek)、委內瑞拉蘇利亞(Venezuelan Zulia)、馬來西亞(Malaysia)和印尼蘇門答臘島(Indonesia Sumatra)。在此有用的其它渣油包括從U. S. 7，678，264中描述為"不利的"原油獲得的5660C +洛油，該文獻引入本文作為參考。
在一個優選的實施方案中，其中所述原料包含含有明顯量的1050° F+(566°C+)渣油，例如，IOwt %或更多渣油，或20wt %或更多渣油，或甚至50wt %或更多渣油的原油或常壓渣油，可以讓所述含渣油的原料進入其中將它加熱的熱解單元的對流段。然後，可以讓所述加熱的原料流到與所述熱解爐集成的降壓設備或閃蒸分離鼓，以去掉最重質餾分(例如，基本上除去浙青質)。術語"閃蒸鼓"、"閃蒸罐"、"分離鼓"和分離罐"在此可互換地使用；它們是本領域中已知的，一般是指將液相與氣相分離的容器或系統。術語"閃蒸"一般是指引起容器中材料的至少一部分從液體到蒸氣的相變，經由壓力減小和/或溫度提高。集成的分離鼓是與蒸汽裂化爐流體連通的氣/液分離器。特別地，所述集成的分離鼓與蒸汽裂化爐的對流段流體連通，其中將原料加熱(任選地與過熱蒸汽混合)並轉移至作為氣/液分離器操作的所述分離鼓，之後將蒸氣從該分離鼓送回到蒸汽裂化爐，優選回到對流段或輻射段，或這兩者。蒸汽的添加可以進一步如下幫助閃蒸分離降低烴分壓， 幫助 750° F+(399°C+)至 1050。F+(566°C+)(優選甚至相當大部分的 1100。F+(593°C +)) 渣油餾分的轉化和汽化，並防止結垢。
優選的閃蒸鼓或氣/液分離設備，和它們與熱解單元的集成此前已經描述在美國專利號7，090, 765,7, 097, 758和7，138，097中，這些文獻引入本文供參考。有效作為用於本發明目的的閃蒸鼓的另一種設備在美國專利號6，632，351中作為"氣/液分離器"進行了描述。
氣/液分離器在原料中的引起焦化的那些部分保持液態的溫度和壓力下操作，優選，氣/液分離器在大約375-525°C，優選400-500°C，優選800° F(大約425°C )_大約 870° F (大約465°C )，但是也典型地不超過大約900° F (大約482°C )的溫度下操作。經由閃蒸鼓閃蒸材料而獲得塔頂蒸氣和液體塔底餾分進一步有助於渣油的650° F+(3430C +) 至1050° F+(566°C +)餾分的大部分的汽化。
蒸汽裂化爐(還稱為"蒸汽裂化器")是具有兩個主要段的熱解爐對流段和輻射段，其中烴原料作為液體(除了作為 蒸氣進入的輕質原料)進入所述爐子的不那麼劇烈的對流段和其中通過與輻射段的熱煙道氣間接接觸和任選地通過與蒸汽直接接觸將所述原料加熱並汽化。然後將這種汽化的原料和蒸汽混合物(如果存在)引入(典型地經由交叉管道)到輻射段中，其中在典型地為大約10-大約50psig(69-345kPa)的壓力下將它迅速地加熱到劇烈烴裂化的溫度，例如大約1450。F(788°C )_大約1650。F(900°C )，以提供所述原料料流的徹底熱裂化。所得的產物典型地包含烯烴。
蒸汽裂化本身提供除了所需的乙烯、丙烯、丁烯、C5烯烴、二烯和單環芳族產物之外還包含顯著產率的燃料油、焦油和非芳族SCN(蒸汽裂化石腦油)的產物。然而，在根據本發明的方法中，與另一個高溫熱轉化反應器(例如，焦化塔)同時和平行進行的蒸汽裂化降低了燃料油的產率，同時提高了上述合乎需要的石化產品的產率。通過將氣/液分離器中的含渣油的塔底液體分離，然後在流化焦化塔中將渣油裂化，則可以實現渣油組分向氣化的化學品前體(例如，輕質烯烴及其它更有價值的輕質產物)轉化的進一步改進。
流化焦化塔優選包括集成的空氣氣化器(或部分氧化反應器)，其用來通過蒸汽/空氣氣化和在大約1400-1800° F(760-982°C )下燃燒將焦炭轉化成燃料氣。這種氣化可以通過共進料氧氣或通過使用富氧空氣促進。從所述氣化器連續地排出得自這種氣化反應的熱的、部分氣化的焦炭並供給一個或多個固體輸送管線，其中使它與從一個或多個配備有集成氣/液分離器(例如分離鼓)的蒸汽裂化爐回收的塔底材料接觸。在 1300-1800° F(704-9820C )下將這種渣油餾分轉化成含高濃度乙烯和丙烯的輕質烴的混合物。雖然輸送管線反應器可以按數種方式配置，但是優選的構型類似於流化催化裂化單元中使用的那種；例如，輸送管線作為垂直提升管反應器操作，其中使熱的固體與接近提升管底部的原料接觸，向上沿著提升管運輸所述固體和蒸氣，並使用一個或多個串聯的旋風分離器分離所述固體和蒸氣。或者，所述輸送管線可以作為"下行管(downer)"或下流式反應器操作。不管所述特定構型如何，所述輸送管線反應器高度有效用於使熱焦炭與渣油接觸。所述熱焦炭提供在大約O. 1-10秒，優選大約I秒的短反應時間內將渣油原料完全轉化成輕質烴，和完全轉化成沉積在預先形成的焦炭顆粒上所需要的熱。
或者，熱轉化反應器，優選輸送管線反應器，含有至少O. lwt%焦炭顆粒，優選 l-30wt %，優選3-25wt %，優選5-25wt %，基於熱轉化反應器中循環固體的重量。
本發明的主要特徵是直接使用熱的氣化器焦炭作為渣油製備化學品的高溫焦化的傳熱介質。這個實施方案實質上不同於與流化焦化方法相關的現有技術。本發明人已經出人意料地發現高溫焦化有效用於製備化學品(例如，烯烴和/或其它裂化組分例如輕質烴)，特別是當與配備有集成的氣/液分離器(例如，分離鼓)的蒸汽裂化爐集成時。
在以下附圖和描述中，所涉及的分離鼓可以認為泛指任何氣/液分離器設備。
基本流程顯示在圖1中。將含Iwt %或更多(典型地大約10_50wt% )在減壓渣油範圍(566°C +)中沸騰 的分子的重質原料100供給包括集成的分離鼓205的第一蒸汽裂化爐200。在所述爐子的對流段206中將全部原料加熱到大約400-470°C。全部原料穿過管線207進入分離鼓分離設備205，其中使在大約538-593 以下沸騰的分子氣化(或保持氣化)並與保持在液相中的較重質化合物分離(所述鼓中的降壓和/或蒸汽汽提等可以用於引起附加的分子氣化)。材料典型地進入在大約400-470°C的溫度下的鼓並且通過利用蒸汽汽提或採用輕質烴的汽提促進汽化。蒸氣穿過管線210進入第一蒸汽裂化爐200的輻射段250 (直接地或經由加熱器，例如輸送管線加熱器或蒸汽裂化爐的對流段)，而從分離鼓的底部經由管線220排出重質液體。
從分離鼓底部取出的這種材料然後充當高溫焦化設備300的主要原料。優選將來自數個配備了分離鼓的爐子的重質液體結合而在高溫流化焦化塔方法中實現更好的規模經濟。如果所述單元位於大型精煉廠聯合裝置中，則可以將得自精煉廠的補充渣油原料230 與從分離鼓回收的結合。來自蒸汽裂化爐的另一種潛在的原料是由瓦斯油餾分的蒸汽裂化製備的重質餾分(或蒸汽裂化焦油)。
在另一個優選的實施方案中，將來自蒸汽裂化反應252的產物與來自高溫焦化反應310的烴產物結合，然後分離成一系列燃料和化學產品，例如烯烴和/或其它裂化組分， 例如輕質烴。以這種方式，在分離方法中實現更好的能量效率和規模經濟。這可以如下實現通過與驟冷油接觸和/或使用換熱器將來自蒸汽裂化和焦化反應的蒸氣冷卻。將冷卻的蒸氣和任何冷凝的液體供給常用的初級分餾塔400，其中將寬餾分產物分離成數個主要產物料流410例如C4_烴、C5-C10石腦油、C10-C20餾出物和較重質瓦斯油。(C4_烴是重量等於或低於C4的氣體，包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烯、丙烷、丁烯、丁烷、氫氣等)。然後使用精煉和化學工業的典型方法(例如,分餾和加氫加工)將這些主要產物料流進一步分離和純化。從焦化塔300經由管線320和/或346排出在高溫焦化方法期間產生的燃料氣(C0、C02和 H2)以便用於所述方法中的其它地方，如下所述。集成的焦化和蒸汽裂化構型的重要的優點之一是在焦化反應中產生的輕質烷屬烴，例如乙烷和丙烷可以容易地循環到蒸汽裂化爐之一以便轉化成乙烯和丙烯。
在一個優選的實施方案中，將進入高溫焦化反應器的渣油原料與少量的得自流化催化裂化(FCC)方法的重質循環油(HCCO) 215混合。所述重質循環油通常在大約454-593°C 的範圍內沸騰並通常含有低水平(O. 01至2-3wt% )的FCC催化劑細粒。這些細粒由FCC 方法期間FCC催化劑顆粒的磨損產生。通過將少量的含FCC催化劑細粒的HCCO添加到高溫焦化方法中，可以將適度水平的催化推進引入渣油焦化過程，這有效提高得自高溫焦化的產物混合物中的丙烯產率。因為高溫焦化塔以循環方式操作(下面更詳細描述)，其中焦炭顆粒在氣化器、加熱器和反應器之間循環，所以在焦炭顆粒完全轉化或以其它方式吹掃除去之前要求多次通過。因此，可以將中等高濃度(5-25wt%)的催化劑細粒構建到循環固體存貨(inventory)中。
圖2提供了進一步顯示用於高溫焦化的方法和設備的簡圖。流化焦化塔300包括在大約871-1037°C，優選大約954°C下作為緻密相流化床反應器操作的空氣氣化器340。使用一系列結合在氣化器內的柵板345中的分配器或噴嘴將空氣和蒸汽342供給氣化器。空氣和蒸汽與焦化塔顆粒的反應將一部分焦炭轉化成主要包括CO、CO2, H2 (燃料氣)的氣體混合物。發生在氣化器中的焦炭部分氧化反應是放熱的並產生驅動吸熱焦化反應所需要的熱。如下實現能量平衡使將空氣和蒸汽供給氣化器的速率與經由固體管線333除去用於焦化反應的焦炭的速率、焦化塔的進料速率和經由管線348排出到"加熱器"容器350的焦炭和在單元的不同段內的加工溫度平衡。滑閥或其它裝置可以用於調節系統內的固體循環速率和壓力平衡。
將得自集成了蒸汽裂化爐的分離鼓的渣油和/或其它精煉廠含渣油的原料 220/230供給一個或多個從空氣氣化器340經由管線333供應熱循環焦炭的輸送管線反應器330。所述重質油在輸送管線反應器(例如提 升管或立管)中轉化，經由管線305離開，並使用旋風分離器335 (或其它分離設備)將裂化的蒸氣310與固體分離並任選地採用蒸汽或其它加工氣體汽提。除了裂化產物之外，焦化反應將所述原料的一部分(典型地 15-40%)轉化成在所述焦炭顆粒上的新焦炭沉積物。如所示，從裂化氣除去焦炭並經由管線315送回到氣化器340，其中通過空氣氣化將它進一步轉化。或者，在另一個實施方案中 (未顯示)，可能優選使裂化蒸氣與固體焦炭顆粒在加熱器容器350上面脫離，而不是使焦炭顆粒釋放回到氣化器。是否使焦炭釋放到加熱器或氣化器中的決定由特定的單元設計、 氣化器操作壓力和操作特徵例如原料質量或可裂化性決定。這兩種途徑是完全可行的並屬於本發明的總體範圍。在這兩種途徑中，將焦炭蒸汽汽提以提高裂化產物的回收率將是有利的。
在塔頂從氣化器340直接地或更典型地通過傳遞到加熱器用於部分冷卻和使用內部旋風分離器和適合的管道在塔頂收集而除去得自氣化器的產物氣體346。所述加工單元至少包括另一個標記為加熱器350的流化床。這種容器可以具有主要用於部分地冷卻氣化器產物氣體(如上所述)並緩和以及維持總的熱平衡和固體循環的數種功能。在氣化器 340和加熱器350之間使用固體輸送管線348和352使熱的固體焦炭顆粒循環。
將加熱器維持在與氣化器相比低得多的平均床溫度，典型地，315_537°C。將氣化器340的熱產物燃料氣346送到加熱器350，其中它被冷卻到大致加熱器操作溫度。使用這種氣體和任選的蒸汽使焦炭在加熱器350內流化。這種冷卻的燃料氣320具有中等BTU含量並可以隨後用作精煉廠或化工廠內的爐子或發電設備的燃料。還可以使用所述加熱器將焦化反應的渣油原料預加熱。這可以使用在所述容器(未顯示)內的換熱器實現。同樣， 也可以將所述加熱器的焦炭的一部分除去作為吹掃料流355。當焦化反應的原料具有較高的金屬或礦物含量時，這尤其可用於改進操作效率。
雖然這種第二容器可以幫助改進單元能量效率和可操作性，但是也可以設計具有單一容器的單元以致降低投資和操作複雜性。由重質渣油製備化學品的流化焦化方法的主要優點之一是能夠使用可能含有金屬或其它形式的具有高度靈活性的礦物質的較低·質量原料。其它已知的方法，例如高溫催化裂化或催化熱解不能有效地使用此類原料。
重質原料加工領域技術人員熟悉在沒有結垢的情況下操作重質原料蒸汽裂化和焦化方法的困難。如何將所述方法集成而不進一步加重這些現象是非顯而易見的。集成的分離鼓在這方面尤其高效和有效，因為它允許按照原料的性能容易地改變蒸氣和重質液體之間的餾出溫度。
在另一個實施方案中，本發明涉及
1.將含渣油的烴原料裂化的方法，包括
(a)加熱含渣油的烴原料；
(b)讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器(例如分離鼓)；
(C)將所述經加熱的烴原料在所述分離器中閃蒸以形成氣相(通常塔頂氣相)和含所述渣油的液相(例如液體塔底相)；
(d)讓所述含渣油的液體塔底相的至少一部分從所述分離器流到其中將所述含渣油的液體塔底相加熱到649°C或更高的熱轉化反應器，其中所述熱轉化反應器含有焦炭顆粒，所述反應器具有至少1:1 (優選至少3:1，優選至少5:1，或者1:1-50:1，優選3:1-30:1) 的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt)，基於進入所述反應器的循環焦炭固體和新鮮原料的重量；和
(e)將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
2.段I的方法，其中所述熱轉化反應器是輸送管線反應器和所述輸送管線反應器中的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt)在大約3:1-大約30:1的範圍內。
3.段I或2的方法，其中所述熱轉化反應器是與流化焦化塔流體連通的輸送管線反應器，和進一步包括將所述含渣油的液相與從所述流化焦化塔提取的焦炭顆粒結合以在所述輸送管線反應器內形成流化混合物。
4.段1、2或3的方法，進一步包括將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離，優選使用至少一個旋風分離器分離，和讓所述焦炭顆粒進入結合在所述流化焦化塔內的蒸汽-空氣氣化器。
5.段1-4中任一段的方法，進一步包括在讓所述含渣油的液相流到所述輸送管線反應器之前，將所述含渣油的液相與含FCC催化劑細粒的流化催化裂化(FCC)反應器的流出物混合。
6.段5的方法，進一步包括將所述FCC催化劑細粒和所述焦炭顆粒在所述輸送管線反應器和所述流化焦化塔之間循環，以致FCC催化劑細粒的濃度達到佔循環固體的 5wt % -25wt %的穩態水平。
7.段1-6中任一段的方法，其中在蒸汽裂化爐的對流段中加熱所述烴原料，和所述分離器與所述蒸汽裂化爐流體連通(例如，集成)。
8.段1-7中任一段的方法，其中所述烴原料含有IOwt% _50￥七％的566°C +渣油。
9.段1-8中任一段的方法，其中在所述熱轉化反應器內的溫度是600-900°C，或者 700-800。。。
10.含渣油的烴原料的裂化系統，包括
(a)蒸汽裂化爐，具有與所述蒸汽裂化爐(通常所述蒸汽裂化爐的對流段)流體連通(例如，集成)的氣/液分離器(例如，分離鼓)；和
(b)流化焦化塔，包括
i)流化床氣化器，
ii)包括與所述分離器的下部流體連通的烴原料入口和熱解產物出口管線的輸送管線反應器，
iii)將所述流化床氣化器的下部與所述輸送管線反應器連接的固體導管，和
iv)至少一個旋風分離器，其具有與所述熱解產物出口管線連接的入口、在所述旋風分離器的頂部的裂化產物出口和在所述旋風分離器底部的固體出口。
11.段10的系統，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。12.段10或11的系統，其中所述流化焦化塔進一步包括流化床加熱器容器和至少一個在所述氣化器的上部和所述加熱器容器的下部之間連接的氣體導管，所述流化床加熱器容器具有將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的循環固體導管。
13.段10-12中任一段的系統，其中所述旋風分離器固體出口與所述流化床氣化器或所述加熱器容器中任一或兩者連接。
14.段10-13中任一段的系統，包括將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的兩個固體導管。
15.段10-14中任一段的系統，其中所述輸送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的下部連接。
16.段10-15中任一段的系統，其中所述輸送管線反應器是下流式反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的上部連接。
17.段1-8中任一段的方法，其中將所述烯烴與蒸汽裂化爐的產物料流合併。
18.段1-8或17中任一段的方法，其中在所述熱轉化反應器中製備C2-C4烴和通過循環到蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
19.段10-15中任一段的系統，其中在所述流化焦化塔中製備C2-C4烴和通過循環到所述蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
20.段1-8、17或18中任一段的方法，其中將氧氣或富氧空氣引入所述蒸汽-空氣氣化器。
21.段10-15或19中任一段的系統，其中將氧氣或富氧空氣引入所述流化床氣化器。
22.段1-8、17、18或20中任一段的方法，其中所述焦炭顆粒夾帶在所述反應器中的流體中。
23.上述段1-21中任一段的方法或系統，其中所述渣油是由來自一個或多個以下世界區域的原油獲得的566°C +渣油墨西哥灣、南加利福尼亞、阿拉斯加北坡、加拿大浙青砂、加拿大阿爾伯塔省地區、墨西哥坎佩切灣、阿根廷聖喬治盆地、巴西桑託斯和坎波斯盆地、埃及蘇伊士海灣、查德、英國北海、安哥拉海上、中國渤海灣、中國克拉瑪依、伊拉克扎格羅斯、哈薩克斯坦裏海、奈及利亞海上、馬達加斯加西北部、阿曼、荷蘭斯霍訥貝克、委內瑞拉蘇利亞、馬來西亞和印尼蘇門答臘島。
在另一個實施方案中，本發明涉及
1A.將含渣油的烴原料裂化的方法，包括
(a)加熱含渣油的烴原料；
(b)讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器；
(c)在所述分離器中閃蒸所述經加熱的烴原料以形成氣相和含所述渣油的液相；
(d)讓所述含渣油的液相的至少一部分從所述分離器流到其中將所述含渣油的液體塔底相加熱到649°C或更高的熱轉化反應器，其中所述熱轉化反應器含有焦炭顆粒，所述反應器具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt),基於進入所述反應器的循環焦炭固體和新鮮原料的重量；和
(e)將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
2A.段IA的方法，其中所述熱轉化反應器是輸送管線反應器和所述輸送管線反應器中的焦炭顆粒/新鮮原料比 (wt/wt)在大約3:1-大約30:1的範圍內。
3A.段IA的方法，其中所述熱轉化反應器是與流化焦化塔流體連通的輸送管線反應器，和進一步包括將所述含渣油的液體塔底相與從所述流化焦化塔提取的焦炭顆粒結合以在所述輸送管線反應器內形成流化混合物。
4A.段3A的方法，進一步包括將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離和讓所述焦炭顆粒進入結合在所述流化焦化塔內的蒸汽-空氣氣化器。
5A.段4A的方法，進一步包括在讓所述含渣油的液體塔底相流到所述輸送管線反應器之前，將所述含渣油的液體塔底相與含FCC催化劑細粒的流化催化裂化(FCC)反應器的流出物混合。
6A.段5A的方法，進一步包括將所述FCC催化劑細粒和所述焦炭顆粒在所述輸送管線反應器和所述流化焦化塔之間循環，以致FCC催化劑細粒的濃度達到佔循環固體的 5wt % -25wt %的穩態水平。
7A.段IA的方法，其中在蒸汽裂化爐的對流段中加熱所述烴原料，和所述氣/液分離器與所述蒸汽裂化爐流體連通。
8A.段IA的方法，其中所述烴原料含有IOwt% -50￥七％的566°C +渣油。
9A.段IA的方法，其中將所述烯烴與蒸汽裂化爐的產物料流合併。
10A.段IA的方法，其中在所述熱轉化反應器內的溫度是700°C _800°C。
11A.含渣油的烴原料的裂化系統，包括
(a)蒸汽裂化爐，具有與所述蒸汽裂化爐流體連通的氣/液分離器；和
(b)流化焦化塔，包括
i)流化床氣化器，
ii)包括與所述分離器的下部流體連通的烴原料入口和熱解產物出口管線的輸送管線反應器，
iii)將所述流化床氣化器的下部與所述輸送管線反應器連接的固體導管，和
iv)至少一個旋風分離器，其具有與所述熱解產物出口管線連接的入口、在所述旋風分離器的頂部的裂化產物出口和在所述旋風分離器底部的固體出口。
12A.段IlA的系統，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。
13A.段12A的系統，其中所述流化床焦化塔進一步包括流化床加熱器容器和至少一個在所述氣化器的上部和所述加熱器容器的下部之間連接的氣體導管，所述流化床加熱器容器具有將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的循環固體導管。
14A.段13A的系統，其中所述旋風分離器固體出口與所述流化床氣化器或所述加熱器容器中任一或兩者連接。
15A.段13A的系統，包括將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的兩個固體導管。
16A.段IlA的系統，其中所述輸送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的下部連接。
17A.段IlA的系統，其中所述輸送管線反應器是下流式反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的上部連接。
18A.段IA的方法，其中所述渣油是具有至少O.1的TAN的566°C +渣油。
19A.段IA的方法，其中所述渣油是具有至少0.04克C5浙青質/克渣油的C5浙青質含量的566 °C +渣油。
20A.段IA的方法，其中所述渣油是由來自一個或多個以下世界區域的原油獲得的566°C +渣油墨西哥灣、南加利福尼亞、阿拉斯加北坡、加拿大浙青砂、加拿大阿爾伯塔省地區、墨西哥坎佩切灣、阿根廷聖喬治盆地、巴西桑託斯和坎波斯盆地、埃及蘇伊士海灣、 乍 得、英國北海、安哥拉海上、中國渤海灣、中國克拉瑪依、伊拉克扎格羅斯、哈薩克斯坦裏海、奈及利亞海上、馬達加斯加西北部、阿曼、荷蘭斯霍訥貝克、委內瑞拉蘇利亞、馬來西亞和印尼蘇門答臘島。
21A.段IA的方法，其中在所述熱轉化反應器中製備C2-C4烴和通過循環到蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
22A.段IlA的系統，其中在所述流化焦化塔中製備C2-C4烴和通過循環到所述蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
23A.段4A的方法，其中將氧氣或富氧空氣引入所述蒸汽-空氣氣化器。
24A.段IlA的系統，其中將氧氣或富氧空氣引入所述流化床氣化器。
25A.段4A的方法，其中使用至少一個旋風分離器將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離。
26A.將含渣油的烴原料裂化的方法，包括
(a)將含IOwt % _50被％的566°C +渣油的烴原料加熱；
(b)讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器；
(c)在所述分離器中閃蒸所述經加熱的烴原料以形成氣相和含所述渣油的液相；
(d)讓所述含渣油的液相的至少一部分從所述分離器流到其中將所述含渣油的液體塔底相加熱到649°C或更高的輸送管線反應器，所述反應器具有在所述反應器中的大約 3:1-大約30:1的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt);和
(e)將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
27A.段26A的方法，其中所述輸送管線反應器與流化焦化塔流體連通，和進一步包括將所述含渣油的液體塔底相與從所述流化焦化塔提取的焦炭顆粒結合以在所述輸送管線反應器內形成流化混合物。
28A.段27A的方法，進一步包括將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離和讓所述焦炭顆粒進入結合在所述流化焦化塔內的蒸汽-空氣氣化器。
29A.段28A的方法，進一步包括在讓所述含渣油的液體塔底相流到所述輸送管線反應器之前，將所述含渣油的液體塔底相與含FCC催化劑細粒的流化催化裂化(FCC)反應器的流出物混合。
30A.段29A的方法，進一步包括將所述FCC催化劑細粒和所述焦炭顆粒在所述輸送管線反應器和所述流化焦化塔之間循環，以致FCC催化劑細粒的濃度達到佔循環固體的 5wt % -25wt %的穩態水平。
31A.段30A的方法，其中在蒸汽裂化爐的對流段中加熱所述烴原料，和所述氣/液分離器與所述蒸汽裂化爐流體連通。
32A.段26A的方法，其中在700°C _800°C下操作所述輸送管線反應器。
33A.段26A的方法，其中所述渣油是具有至少O.1的TAN的566°C +渣油。
34A.段26A的方法，其中所述渣油是具有至少O. 04克C5浙青質/克渣油的C5浙青質含量的566 °C +渣油。
35A.段IA的方法，其中所述焦炭顆粒夾帶在所述反應器中的流體中。
36A.將含渣油的烴原料裂化的方法，包括
(a)在蒸汽裂化爐的對流段中將含10wt% _50被％的566°C +渣油的烴原料加熱， 該566°C +渣油具有至少O.1的TAN和至少O. 04克C5浙青質/克渣油的C5浙青質含量；
(b)讓所述經加熱的烴原料流到與所述蒸汽裂化爐流體連通的氣/液分離器；
(c)在所述分離器中閃蒸所述經加熱的烴原料以形成氣相和含所述渣油的液相；
(d)讓所述含渣油的液相的至少一部分從所述分離器流到在700-800°C或更高下操作的輸送管線反應器，並且在所述輸送管線反應器中的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt) 在大約3:1_大約30:1的範圍內；和
(e)將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
除非另有規定，本文所使用的術語的含義應採用它們在本領域中的普通含義；具體來說，應參照「Handbook of Petroleum RefiningProcess (石油精煉工藝手冊)」,第三版，編者Robert A. Meyers, McGraw-Hi 11 (2004)。此外,本文引用的所有優先權文件、專利和專利申請、試驗程序(如ASTM方法)和其它文件在此公開物與本發明一致並且針對允許這種引入的所有權限的程度上充分引入供參考。此外，當數值下限和數值上限在此列出時，從任一下限到任一上限的範圍應被考慮。
上面已經參照許多實施方案和具體的實施例描述了本發明。許多改變對閱讀了上面詳細描述的本領域技術人員來說是顯而易見的。所有這些明顯的改變在所附權利要求書的完全預計的範圍內。
權利要求
1.將含渣油的烴原料裂化的方法，包括 (a)加熱含渣油的烴原料； (b)讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器； (C)在所述分離器中閃蒸所述經加熱的烴原料以形成氣相和含所述渣油的液相； (d)讓所述含渣油的液體塔底相的至少一部分從所述分離器流到其中將所述含渣油的液體塔底相加熱到649°C或更高的熱轉化反應器，其中所述熱轉化反應器含有焦炭顆粒，所述反應器具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt),基於進入所述反應器的循環焦炭固體和新鮮原料的重量；和 (e)將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
2.權利要求1的方法，其中所述熱轉化反應器是輸送管線反應器和所述輸送管線反應器中的焦炭顆粒/新鮮原料比(wt/wt)在大約3:1-大約30:1的範圍內。
3.權利要求1或2的方法，其中所述熱轉化反應器是與流化焦化塔流體連通的輸送管線反應器，和進一步包括將所述含渣油的液相與從所述流化焦化塔提取的焦炭顆粒結合以在所述輸送管線反應器內形成流化混合物。
4.權利要求1、2或3的方法，進一步包括將所述焦炭顆粒與離開所述輸送管線反應器的所述烯烴分離，優選使用至少一個旋風分離器分離，和讓所述焦炭顆粒進入結合在所述流化焦化塔內的蒸汽-空氣氣化器。
5.權利要求1-4中任一項的方法，進一步包括在讓所述液相流到所述輸送管線反應器之前，將所述含渣油的液相與含FCC催化劑細粒的流化催化裂化(FCC)反應器的流出物混八口 ο
6.權利要求5的方法，進一步包括將所述FCC催化劑細粒和所述焦炭顆粒在所述輸送管線反應器和所述流化焦化塔之間循環，以致FCC催化劑細粒的濃度達到佔循環固體的5wt % -25wt %的穩態水平。
7.權利要求1-6中任一項的方法，其中在蒸汽裂化爐的對流段中加熱所述烴原料，和所述分離器與所述蒸汽裂化爐流體連通。
8.權利要求1-7中任一項的方法，其中所述烴原料含有10wt%-50 七％的566°C +渣油。
9.權利要求1-8中任一項的方法，其中在所述熱轉化反應器內的溫度是600-900°C，或者 700-800。。。
10.含渣油的烴原料的裂化系統，包括 (a)蒸汽裂化爐，具有與所述蒸汽裂化爐流體連通的氣/液分離器；和 (b)流化焦化塔,包括 i)流化床氣化器， ii)包括與所述分離器的下部流體連通的烴原料入口和熱解產物出口管線的輸送管線反應器， iii)將所述流化床氣化器的下部與所述輸送管線反應器連接的固體導管，和 iv)至少一個旋風分離器，其具有與所述熱解產物出口管線連接的入口、在所述旋風分離器的頂部的裂化產物出口和在所述旋風分離器底部的固體出口。
11.權利要求10的系統，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。
12.權利要求10或11的系統，其中所述流化焦化塔進一步包括流化床加熱器容器和至少一個在所述氣化器的上部和所述加熱器容器的下部之間連接的氣體導管，所述流化床加熱器容器具有將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的循環固體導管。
13.權利要求10-12中任一項的系統，其中所述旋風分離器固體出口與所述流化床氣化器或所述加熱器容器中任一或兩者連接。
14.權利要求10-13中任一項的系統，包括將所述加熱器容器和所述氣化器的下部連接的兩個固體導管。
15.權利要求10-14中任一項的系統，其中所述輸送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的下部連接。
16.權利要求10-15中任一項的系統，其中所述輸送管線反應器是下流式反應器，其中所述固體導管和所述烴原料入口與所述反應器的上部連接。
17.權利要求1-8中任一項的方法，其中將所述烯烴與蒸汽裂化爐的產物料流合併。
18.權利要求1-8或17中任一項的方法，其中在所述熱轉化反應器中製備C2-C4烴和通過循環到蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
19.權利要求10-15中任一項的系統，其中在所述流化焦化塔中製備C2-C4烴和通過循環到所述蒸汽裂化爐將所述C2-C4烴進一步轉化。
20.權利要求1-8、17或18中任一項的方法，其中將氧氣或富氧空氣引入所述蒸汽-空氣氣化器。
21.權利要求10-15或19中任一項的系統，其中將氧氣或富氧空氣引入所述流化床氣化器。
22.權利要求1-8、17、18或20中任一項的方法，其中所述焦炭顆粒夾帶在所述反應器中的流體中。
23.上述權利要求1-21中任一項的方法或系統，其中所述渣油是由來自一個或多個以下世界區域的原油獲得的566°C +渣油墨西哥灣、南加利福尼亞、阿拉斯加北坡、加拿大浙青砂、加拿大阿爾伯塔省地區、墨西哥坎佩切灣、阿根廷聖喬治盆地、巴西桑託斯和坎波斯盆地、埃及蘇伊士海灣、查德、英國北海、安哥拉海上、中國渤海灣、中國克拉瑪依、伊拉克扎格羅斯、哈薩克斯坦裏海、奈及利亞海上、馬達加斯加西北部、阿曼、荷蘭斯霍訥貝克、委內瑞拉蘇利亞、馬來西亞和印尼蘇門答臘島。
全文摘要
將含渣油的烴原料裂化的方法和設備，包括加熱含渣油的烴原料；讓所述經加熱的烴原料流到氣/液分離器；在所述氣/液分離器中閃蒸所述經加熱的烴原料以形成氣相和含所述渣油的液相；讓所述含渣油的液相的至少一部分從所述氣/液分離器流到在649℃或更高下操作的熱轉化反應器，其中所述熱轉化反應器含有焦炭顆粒；和將所述渣油的至少一部分轉化成烯烴。
文檔編號C10G9/00GK103003394SQ201180033757
公開日2013年3月27日 申請日期2011年6月9日 優先權日2010年7月9日
發明者S·M·戴維斯, L·L·亞西諾, R·C·斯特爾, S·E·希爾弗伯格, 劉俊賢, H·弗羅因德 申請人:埃克森美孚化學專利公司