專利名稱：用分區的汽化單元利用全原油和/或冷凝物給料的烯烴生產的制作方法
技術領域：
本發明涉及通過熱裂解液態的全原油和/或源自天然氣的冷凝物而形成烯烴。更 特別的是，本發明涉及利用全原油和/或天然氣冷凝物作為用于烯烴生產設備的給料，該 烯烴生產設備采用在與分區的汽化單元相結合的熱解爐中進行烴的熱裂解。
背景技術：
烴的熱裂解(熱解)是廣泛地應用于生產烯烴(比如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯) 和芳香烴(比如苯、甲苯和二甲苯)的非催化石油化工工藝。基本上，烴給料，比如石腦油、柴油或通過對全原油進行蒸餾或另外的分餾而產生 的全原油的其它餾分，與起稀釋劑作用以保持烴分子分離的蒸汽混合。該蒸汽/烴混合物 被預熱至大約900華氏度(° F)到大約1000華氏度(° F)，隨后進入反應區，該蒸汽/烴 的混合物在反應區被非常快速加熱到大約1450° F到大約1550° F范圍內的深度烴熱裂 解溫度。熱裂解無需要任何催化劑的幫助即可完成。該工藝在大約IOpsig到大約30psig范圍內的反應區壓力下、在熱解爐(蒸汽裂 解器)中實施。熱裂爐在其內部具有對流段和輻射段。在對流段中完成預熱，而在輻射段 中發生深度裂解。在深度熱裂解之后，來自熱裂爐的流出物含有很多種例如每分子從1-35個碳原 子的氣態烴。這些氣態烴可以是飽和的、單不飽和的和聚不飽和的，以及可以是脂族的、脂 環族的和/或芳香族的。裂解的氣體還含有大量的分子氫(氫氣)。因此，當在工業用烯烴生產設備中進行常規的蒸汽裂解(熱裂解)時，常規的蒸汽 裂解(熱裂解)利用全原油的餾分并且在熱裂解該餾分的同時將該餾分完全汽化。裂解產物隨后在烯烴生產設備中被進一步處理以生產出各種分離的獨立的高純 度流作為該設備的產物，所述流比如是氫、乙烯、丙烯、每分子具有4個碳原子的混合烴、燃 料油和熱解汽油。前述每種分離的獨立流憑其自身的資格是有價值的工業產物。因此，烯 烴生產設備當前獲取全原油流中的一部分(餾分)并從其中生產出多種分離的有價值的產 物。天然氣和全原油是在許多孔隙度廣泛變化的一個或多個地下地質地層中天然形 成的。這些地層中很多被巖石的不透性層覆蓋。天然氣和全原油(原油)也積聚在各種位 于地球表面之下的地層圈閉中。因此匯集了大量的天然氣和/或原油以在地球表面之下的 不同深度處形成含烴地層。大量的天然氣與原油緊密物理接觸，因此從原油中吸收了許多 較輕的分子。當井孔鉆入地球中并穿透一個或多個這樣的含烴地層時，天然氣和/或原油可通 過該井孔回收到地球表面。在此使用的術語“全原油”和“原油”是指從井口流出的與任何可能存在的天然氣 分離的液體(在地球表面的常規溫度和壓力條件下)原油，并不包括為了使這樣的原油適于輸送到原油煉制廠和/或適于這種煉制廠中的常規蒸餾過程而可對該原油進行的任何 處理。該處理包括如脫鹽的步驟。因此，它是適于煉制廠中的蒸餾或其它分餾過程的但它 未經過任何這類蒸餾或其它分餾的原油。它可包括但不必總是包括比如浙青或焦油的非沸 騰物質。同樣地，即使不是不可能的，但是也很難提供全原油的沸程。因此，全原油可以是 一種或多種直接來自于油田管線和/或常規原油存儲設施的原油，如可得性所規定的，不 經過任何在先的分餾過程。天然氣，與原油類似，當被產出到地球表面時，該天然氣的組成可廣泛地改變，但 通常包含相當大量的，最通常是主要量的，即大于大約50重量百分比(wt. 的甲烷。天 然氣通常還有小量的(低于大約50wt. %)，通常是小于大約20wt. %，乙烷、丙烷、丁烷、氮、 二氧化碳、硫化氫和類似物中的一種或多種。許多但不是所有從地球中產出的天然氣流可 包含小量(小于大約50wt. % )，通常是小于大約20wt. %，的每分子具有5到12(包括5 和12)個碳原子的烴(C5-C12)，這些烴在地球表面的大致常規的環境大氣溫度和壓力條件 下通常不是氣態，且一旦天然氣產出到地球表面時，這些烴會從天然氣中冷凝出來。所有的 wt. %是基于所討論的天然氣流的總重量的。當各種天然氣流被產出至地球表面時，在流被匯集處的地球表面的常規溫度和壓 力條件下，烴組合物通常自然地從由此產出的天然氣流中冷凝出來。在相同的常規條件下， 產生了與正常氣態的天然氣分離的正常液體的烴質冷凝物。該正常氣態的天然氣可包括甲 烷、乙烷、丙烷和丁烷。從產出的天然氣流中冷凝出的正常液態的烴餾分通常被稱作“冷凝 物”并且通常含有比丁烷更重的分子(C5到大約C20或略微更高)。從產出的天然氣中分 離出后，該液體冷凝物餾分與通常稱作天然氣的剩余氣態餾分進行分離處理。因此，從最初產出至地球表面的天然氣流中回收的冷凝物與天然氣(主要為甲 烷)在組成方面不是完全相同的物質。在組成方面，它與原油也不是相同的物質。冷凝物 占據了正常氣態天然氣和正常液態全原油之間的區域。冷凝物含有比正常氣態天然氣更重 的烴和全原油的最輕端的烴范圍。與原油不同的是，冷凝物可以通過其沸程(沸點范圍)來表征。冷凝物通常在大 約100° F到大約650° F范圍內沸騰。由于該沸程，冷凝物包含多種烴質物質。這些物質 可包括構成通常稱作石腦油、煤油、柴油燃料和瓦斯油(燃料油、爐用油、加熱油和類似物) 的餾分的化合物。石腦油和相關的較低沸點物質(石腦油)在C5到ClO (包括C5和C10) 的范圍內，并且是冷凝物中沸程最低的餾分，其在大約100到大約400° F范圍內沸騰。石 油中間餾分(煤油、柴油、常壓瓦斯油)通常在ClO到大約C20或略微更高的范圍內，并且 其主要部分通常在大約350到大約650° F范圍內沸騰。在此它們被分別地和共同地描述 為“餾分”或“多種餾分”。應該指出的是，各種餾分組合物可具有低于350° F和/或高于 650° F的沸點，而且這些餾分可包括在前述的和本發明中的350-650° F范圍內。如上所述，用于常規烯烴生產設備的初始給料在其到達所述設備之前已經首先進 行大量的費用高的處理。通常，冷凝物和全原油在原油煉制廠中被蒸餾或另外地分餾成多 種餾分，例如汽油、石腦油、煤油、瓦斯油(真空或大氣壓下)和類似物，包括在有原油且沒 有天然氣的情況下的高沸點殘余物。此后，除了該殘余物之外，這些餾分中的任一種通常作 為該設備的初始給料傳送至烯烴生產設備。期望能夠首先考慮將用于處理冷凝物和/或原油以生產出用作常規烯烴生產設備的初始進料的烴質餾分的煉制廠汽化單元(全原油加工單元)的資金和操作成本。然 而，現有技術的教導直到現在仍遠離甚至具有太寬的沸程分布的烴分割(餾分)。例如，參 見Lenglet的美國專利5，817，226。最近，美國專利號6，743，961 (下文中稱作“USP，961”)授予給Donald H. Powers。 該專利涉及通過采用包含填料的汽化/輕度裂解區(單元)來裂解全原油。該區以下述方 式進行操作尚未汽化的全原油的液相保持在該區中，直到較粘烴液體組分的裂解/汽化 最大化。這樣允許僅生成少量的固體殘余物，該殘余物保留在后面作為填料上的沉積物。該 殘余物其后通過常規的蒸汽空氣脫焦而燒掉該填料，理想的是，在常規的爐脫焦循環過程 中燒掉，參見該專利的第7欄第50-58行。因此，該專利的第二區9用作組分捕獲器，所述 組分包括原油進料中的在該工藝所用的條件下不能被裂解或汽化的烴質物質，參見該專利 的第8欄第60-64行。還要更近地，美國專利號7，019，187授予給Donald H. Powers。該專利涉及 US’ P961中公開的工藝，但是采用了輕度酸性裂解催化劑來促使汽化/輕度裂解單元的整 體功能向汽化(沒有在先的輕度裂解)_輕度裂解(隨后進行汽化)范圍的輕度裂解段進 行。本領域的技術人員首先將使要裂解的進料經過常規蒸餾塔以便從裂解進料中蒸 餾出的蒸餾物。該方法需要相當大量的資金來建造塔和為其配備常規的再沸器和與所述塔 配套的頂部冷凝設備。在本發明中，采用汽化單元(分流器或汽提塔)以使得在蒸餾塔方 面以較低的資金成本實現高得多的能量效率。通過使用該汽化單元，省去了再沸器、塔頂冷 凝器和相關蒸餾塔設備但沒有消除它們的功能，因此顯著地節省了資金成本。進一步，本發 明在操作上顯示出比蒸餾塔相高得多的能量效率，這是因為由于本發明對于其分離功能替 代地采用先前在裂解爐(與操作裂解爐上游的獨立的蒸餾塔所消耗的能量相對)操作中所 消耗的能量，并且該汽提塔的蒸汽產物直接進入爐子的裂解段，蒸餾塔所需的額外能量在 本發明中是不需要的。本發明采用一種獨特的分區的汽化單元(區)，該分區的汽化單元可產生側取流， 如果不是基本上沒有與沿流程供給至該單元的進料物質有關聯的浙青、焦油和/或固體， 則該側取流很低。
發明內容
根據本發明，提供了一種用于利用全原油和/或天然氣冷凝物作為如上所述的與 分區的汽化單元相結合的烯烴設備的給料的工藝。
圖1示出了使用沒有以本發明方式分區的汽化單元來熱裂解全原油和/或天然氣 冷凝物的現有技術工藝的簡化流程圖。圖2示出了具有以本發明方式分區的下部腔室的全原油/冷凝物汽化單元。圖3示出了圖2的分區腔室的截面圖。
具體實施例方式本文使用的術語“烴”、“烴類”和“含烴的”并不表示嚴格地包含或僅包含氫原子和碳 原子的物質。這些術語包括本質上是含碳氫的物質，因為它們主要或基本上是由氫原子和碳 原子組成，但是可包含其它元素，比如氧、硫、氮、金屬、無機鹽類和類似物，甚至有較高含量。用于本發明的烯烴生產設備包括用于最初接收和裂解進料的熱解爐(熱裂解 爐)。用于烴類的蒸汽裂解的熱解爐通過對流和輻射方式進行加熱，并且包括一系列預熱 管、循環管和裂解管，通常是這些管的管束，用于預熱、傳輸和裂解烴進料。高裂解熱由設在 爐子的輻射段(有時稱作“輻射區段”)中的燃燒器來提供。來自這些燃燒器的廢氣循環通 過爐子的對流段以便為預熱引入的烴進料提供所需的熱。爐子的對流段和輻射段在交叉處 聯接，上文提到的管將烴進料從一段的內部供給至下一段的內部。裂解爐設計用于在起始于輻射管(盤管)入口處的輻射段中進行快速加熱，由于 很低的溫度，輻射管(盤管)入口處的反應速度常數很低。被傳遞的熱中的大部分只是將 烴從入口溫度升高到反應溫度。在盤管的中部，溫度升高速度較慢，但是裂解速度是很可觀 的。在盤管出口處，溫度升高速度稍微增加，但是不如入口處增加得快。進料烴的蒸汽稀釋降低烴的分壓力，增強烯烴形成，以及降低在輻射管中朝焦油 形成的任何趨勢。爐子中的輻射盤管將烴類從大約1450° F加熱到大約1550° F，并且由此使烴進 行深度裂解。在對流段中通過來自于輻射段的煙道氣的對流加熱、對流段中的進料蒸汽稀釋或 類似操作將進入爐子的烴進料從大約900° F預熱到大約1000° F。在常規的工業爐中進 行預熱之后，進料準備進入輻射段。離開輻射段的裂解氣態烴迅速降低溫度以阻止裂解模式的破壞。在烯烴生產設備 下游進一步處理裂解氣體之前，先冷卻裂解氣體能回收大量的能量以作為用于在爐子和/ 或烯烴設備中再利用的高壓蒸汽。這常常使用本領域公知的轉油線(transfer-line)換熱 器來完成。從爐子流出的裂解烴類的下游處理顯著地變化，特別是基于最初的烴進料是氣體 還是液體而顯著地變化。由于本發明使用全原油和/或液態天然氣冷凝物作為進料，本文 的下游處理被表述成用于供給液體進料的烯烴設備。來自于現有技術中的從石腦油到瓦斯 油的液態給料和用于本發明的原油和/或冷凝物的已裂解氣態烴的下游處理比氣態給料 更加復雜，這是因為液態給料中存在較重烴組分。對于液態烴給料的下游處理，盡管它可能根據設備不同而改變，它通常通過在轉 油線換熱器之后對爐子流出物進行油淬火和水淬火而終止裂解功能。此后，對裂解的烴流 進行分餾以脫除重液體，隨后壓縮未冷凝的烴類，以及從其中脫除酸性氣體和水。各種期望 的產物于是被單獨地分離出，例如，乙烯、丙烯、和每個分子含有4個碳原子的烴的混合物、 燃料油、熱解汽油和高純度氫流。根據本發明，提供了一種工藝，所述工藝使用未曾經過分餾、蒸餾和類似處理過程 的原油和/或冷凝液體作為烯烴設備熱解爐的全部或大部分的初始(最初)給料。通過這 樣做，本發明節省了如上文最初描述的現有技術所做的將冷凝物分餾成不同餾分(例如石 腦油、煤油、瓦斯油等)來作為熱解爐的初始給料所需的費用。
該發明可通過例如使用根據本發明的教導修改的USP’ 961所公開的設備來實施。 因此，本發明使用自帶的汽化設施來實施，所述自帶的汽化設施與爐子的對流段和輻射段 分別且獨立地操作。當用在爐子外部時，原油和/或冷凝物初始進料在爐子的對流段中被 預熱，經過對流段和爐子進入獨立的汽化設施。該獨立設施的含蒸汽烴產物隨后返回爐子 中，以進入爐子的輻射段。如果需要的話，可以在除了爐子的對流段之外的位置中進行預 熱，或者以爐子內部和/或外部的任何組合進行預熱，仍在本發明的范圍之內。本發明的汽化單元接收可能已經預熱或未經預熱的冷凝物進料，例如，從大約室 溫到大約350° F，優選從大約200° F到大約350° F。這是比進料完全汽化所需的溫度低 的溫度范圍。優選(盡管不是必須)在與所述冷凝物是初始進料的爐子相同的爐子的對流 段中進行任何預熱。因此，本發明的汽化操作步驟中的第一腔室(USP ‘961中的區4)利用蒸發氣/液 體分離，其中預熱進料流中的含蒸汽烴和其它氣體(如果有的話)與在預熱之后仍保持液 態的那些蒸餾組分分離。在該腔室中還可形成氣體。前述氣體從蒸發氣/液體分離段中移 出并繼續進入爐子的輻射段。在第一腔室(例如上部腔室)中的蒸發氣/液體分離以任何常規方式、本領域中 公知和顯而易見的很多方法和方式將蒸餾液體除掉。由此從前述蒸發氣中分離出的液體進入第二腔室(例如下部腔室)(USP’961中的 區9)。這可通過外部管道來完成。替代地，這可通過汽化單元內部完成。進入該第二腔室 并且沿著第二腔室的長度行進的液體遇到迎面而來例如上升的蒸汽。該液體(不存在通過 第一腔室脫除的氣體)受到迎面而來的蒸汽的熱能和稀釋作用的全部沖擊。該第二腔室可容納至少一個液體分配裝置，比如一塊或多塊帶孔板、槽分配器、一 塊或多塊雙流式塔板、一塊或多塊煙 式塔板、一個或多個噴嘴及類似裝置。該第二腔室還可在其一部分中容納一種或多種常規的塔填料材料和/或塔板，以 用于促進液體和蒸發氣在第二區中的充分混合。當剩余的液態烴行進(下降)經過該第二腔室時，可能存在的比如汽油或石腦油 的較輕物質可通過與其接觸的高能量蒸汽來汽化相當大部分。這能夠使較難以汽化的烴組 分繼續下降并且經受越來越高的蒸汽與液態烴的比率和溫度，以使它們能夠既通過蒸汽的 能量又通過由于增加的蒸汽分壓力而降低的液態烴分壓力而被汽化。為了簡化和簡短起見，圖1示出了僅示意性描述的工藝的一個實施例。圖1表示常規的裂解爐1，其中原油和/或冷凝物初始進料2進入爐子1對流段的 預熱段3，蒸汽6也在用于本發明工藝的爐子的該預熱段被加熱成過熱。該預熱的裂解進料隨后通過管(管線)10經過前述汽化單元11，該汽化單元被分 隔成上部汽化腔室12和下部腔室13。該單元11完成主要(占絕大多數)的汽化，存在或 不存在石腦油和汽油沸程的至少主要部分和在預熱步驟之后保持液態的較輕物質的輕度 裂解。與由單元11接收的預熱進料相結合的氣態物質和形成在區12中的其它氣態物質通 過管線14從區12中移出。因此，管線14帶走了基本全部的較輕烴蒸發氣，例如，石腦油和 汽油沸程以及存在于和/或形成于腔室12中的較輕烴蒸發氣。存在于腔室12中的液態蒸 餾物，具有或沒有一些液態汽油和/或石腦油，經由管線15在該處移出并且進入下部腔室 13內部的上部。在本實施例中，腔室12和13通過不可滲透性壁16由彼此流體連通分隔開，該不可滲透性壁16可以是實心塔板(solid tray) 0管線15表示外部流體向下流動以 在腔室12和腔室13之間的連通。在腔室12和腔室13的位置中，或者除了腔室12和腔室 13之外的位置處，腔室12和腔室13可通過使用一塊或多塊設計用于允許液體向下進入腔 室13內部且允許蒸發氣向上進入腔室12內部的塔板來將壁16改變成至少部分可透過液 體，從而使腔室12和腔室13之間內部流體連通。例如，代替不可滲透性壁16的是，煙囪式 塔板可用于下述情況通過管線17輸送的蒸發氣經過單元11內部向下進入腔段13而不是 經由管線15從單元11外部進入腔段13。在這種內部向下流動的情況下，分配器18是任選 的。液體無論通過何種方式從腔室12移動到腔室13，該液體向下運動進入腔室13的 內部，并因此可遇到至少一個液體分配裝置18。液體分配裝置18在單元11的橫向截面上 均勻地分布液體，以使得液體均勻地流過塔的寬度以與填料19接觸。稀釋蒸汽6經過過熱區20，并且此后，經由管線21進入腔室13的在填料19之下 的下部部分22。在填料19中，液體和來自管線21的蒸汽彼此充分混合，由此使液體15中 的一些汽化。該新形成的蒸發氣連同稀釋蒸汽21經由管線17從腔室13移出，并且被添加 到管線14的蒸發氣中，從而形成管線25中的組合的烴蒸發氣產物。流25可主要包括來自 進料2的烴蒸發氣(例如，汽油和石腦油)和蒸汽。流17因此代表進料流2加上稀釋蒸汽21中的減去來自進料2的存在于底部流44 的較重組分和一種或多種液體蒸餾物的一部分。流25經過爐子1的對流區的較熱段(下 部段)中的混合進料預熱區27，以進一步增加存在的所有物質的溫度，并隨后經由交叉管 線28進入爐子1的輻射燃燒盒的輻射盤管(管)29。管線28可以在與管道30交叉的爐子 的內部或外部。如果有殘余物的話，管線44從汽提器11中移出進料2的殘余物。蒸汽6可以完全在腔室13中使用，或者蒸汽6中的一部分可以在管線14和/或 管線25中使用，以有助于阻止液體形成在管線14或管線25中。在爐子1的輻射燃燒盒段22中，來自包含有大量變化的烴組分的管線28的進料 如前所述在盤管29中處于深度熱裂解條件。裂解產物通過管線31離開爐子1的輻射燃燒盒段，以用于在USP’961所示的爐子 1下游的烯烴設備的殘余物中進行進一步處理。在常規的烯烴生產設備中，預熱進料10與稀釋蒸汽21混合，并該混合物隨后從預 熱區3直接進入爐子1的輻射段22中，并處于深度熱裂解條件。相反地，本發明則是例如 將溫度為從大約200° F到350° F的預熱進料送至物理地位于爐子1外側的獨立的分區 單元11(見圖2)中。在圖1的實施例中，裂解爐產物31被傳送至至少一個轉油線換熱器(TLE)32，其中 該裂解爐產物31被充分冷卻以終止熱裂解功能。裂解氣體產物通過管線33移出并且可通 過在TLE32正下游注入再循環的淬火油34而進一步冷卻。流34和45中的淬火油是C12 和沸程為從大約380° F到大約700° F的較重烴類的復雜混合物，并且通常是指熱解燃料 油或熱解瓦斯油。通常，不通過管線34再循環的熱解燃料(熱解瓦斯油)通過管線45從 工藝中分離出，并且作為燃料油使用和/或出售，但還可如下文所述用于本發明。淬火油/ 裂解氣混合物經由管線33傳送至油淬火塔35。在塔35中，該混合物與較低沸點的烴質液 體淬火物質接觸，所述烴質液體淬火物質比如是主要含有C5到C12的烴類且沸程為從大約100° F到大約420° F的熱解汽油。熱解汽油通過管線36提供以進一步冷卻裂解氣體爐 產物以及通過管線34和35冷凝和回收另外的燃料油產物。裂解氣體產物經由管線37從 塔35中移出并且傳送至水淬火塔38，其中裂解氣體產物與從塔38下部回收的再循環且冷 卻的水39接觸。水39在塔38中冷凝出液態熱解汽油，該液態熱解汽油的一部分用作液體 淬火物質36，一部分經由管線40移出以用于在別處進行另外的處理。較輕的側取流53可從單元35的中間塔頂餾出物37和底部流34/45帶走，其中流 53主要由沸程為大約從380° F到大約700° F的熱解瓦斯油組成。流53如下文所述在本 發明中也是有用的。由此處理的裂解氣體產物經由管線41從塔38中移出并且被傳送至壓縮和分餾設 施42，其中前述的單獨產物流被回收作為裂解設備的產物，所述單獨產物流共同地通過管 線43表示。進料2可以稍微高于從大氣壓到大約IOOpsig(此后表示為“大氣壓到lOOpsig”) 的壓力在從大約室溫到大約300° F的溫度下進入爐子1。進料2可以從大氣壓到IOOpsig 的壓力在從大約室溫到大約500° F的溫度下經由管線10進入區12。流14可以基本上是由進料2形成的全部烴蒸發氣，并且以從大氣壓到IOOpsig的 壓力處于從大約500° F到大約750° F的溫度下。流15可以是進料2中的減去在預熱器3中被汽化的進料的基本上所有剩余液體， 并且以從大氣壓到IOOpsig的壓力處于從大約500° F到大約750° F的溫度。流14和流17的組合(由流25表示)可在從大氣壓到IOOpsig的壓力下處于從大 約650° F到大約800° F的溫度，并包括例如從大約0.1到大約2的全部蒸汽/烴比率。流28可在從大氣壓到IOOpsig的壓力下處于從大約900° F到大約1100° F的 溫度下。在腔室13中，稀釋率(熱氣體/液滴)由于冷凝物的組分廣泛變化而廣泛地變 化。通常，熱氣體21 (例如蒸汽)與烴的比率在腔室13的頂部處可以是從大約0. 1/1到大 約5/1，優選從大約0. 1/1到大約1. 2/1，更優選從大約0. 1/1到大約1/1。蒸汽是通過管線21引入的合適的熱氣體的一個實例。其它物質可以存在于所使 用的蒸汽中。流6可以由通常用于常規裂解設備類型的蒸汽組成。這種氣體優選處于充 分高的溫度以使進入腔室13的液態烴15的大部分餾分揮發。通常，從管道21進入腔室 13的氣體在從大氣壓到IOOpsig的壓力下是至少大約350° F，優選從大約650° F到大約 1000° F。流17可以是蒸汽和具有低于大約350° F的沸點的烴蒸發氣的混合物。應當注 意的是，可以存在操作者期望允許一些蒸餾物進入流17的情況，并且這些情況在本發明的 范圍內。流17可以在從大氣壓到IOOpsig的壓力下處于從大約600° F到大約800° F的 溫度下。可以看出，來自管線21的蒸汽不僅僅用作如可引入例如管道2 (未示出)的稀釋 蒸汽所做一樣的用于分壓力目的的稀釋物。而是，來自管線21的蒸汽不僅具有稀釋功能， 而且為保持液態的烴類提供額外的汽化能量。這通過僅用于實現較重烴組分汽化的充足能 量和通過控制能量輸入來實現。例如，通過使用管線21中的蒸汽，進料2液體的大部分汽 化得以實現。在液態烴液滴在腔室13中逐步運動得更低時，非常高的蒸汽稀釋率和最高溫 度的蒸汽由此被提供在最需要它們的地方。
注意到現有技術圖1中的腔室13包括橫向延伸的填料床19和整體的分配器18， 以使得在腔室13的位于分配器18上方的入口端(上部端)處的液態殘余物15的流動從 腔室的頂部有意地均勻地越過腔室13的整個橫向截面傳送。關于這一點，腔室13沒有被 分區成使流體橫向穿過其內部容積流動。也就是說，關于流體穿過腔室13內部的橫向截面 流動，腔室13沒有被分區或另外地形成溝道，這就是從其上部入口 15到其下部出口 44流 動的原因。圖2示出了汽化單元11，該汽化單元沒有圖1的單獨的分配器18并且依照本發明 進行了修改，以使得接收來自上部腔室12的剩余液體15的下部腔室13通過直立的不透流 體壁60而被物理地、豎直地分區(分開)，該不透流體壁60設置在腔室13的內部容積內， 以形成均填充有與圖1中的填料19類似的填料的第一容積(側)51和第二容積(側)和 52。注意到填料填充容積51和52與間隔壁60的結合形成了完全延伸穿過腔室13的整個 橫向截面的結構，并且沒有留下穿過該結構的很大的豎直通道或無阻礙的管道路徑。因此， 從腔室13頂部向底部向下流動的液體必須經過填料51或填料52，并且在穿過腔室13的橫 向位置處不允許液體不必經過填料床自由地從頂部向底部流動。間隔壁60延伸到填料頂部54的上方，以保持殘余液體56從側部51上的管線15 引入并且在側部52之外。因此，就橫向的液體流動而言，側部51和52在它們的上部入口 端處通過壁60物理分隔開，但是就蒸發氣的運動而言，這些入口端仍是流體連通的，以使 得氣體可從兩側部上升并通過管線17回收以用于輸送至爐子1 (圖1)。類似地，側部51和 52的更靠近單元11底部67的下部出口端對于在其間的液體流動來說是物理分隔開的，而 對于在其間輸送蒸發氣(如箭頭62所示)來說這些出口端仍然是開放的。側部51和52 中的每一個，如果需要，可容納與整體的分配器18—樣的單獨分配器(未顯出)。每一個側 部51和52的單獨分配器被容納在這些側部的上部部分，并且位于間隔壁60的相對側。側部51沒有底板，而側部52具有能透過蒸發氣的底板61，所述能透過蒸發氣的 底板61可以是例如本領域公知的帶閥塔板或類似結構。底板61于是捕獲液體并將其引 入通過管線64從其中抽出該液體的池子63，同時仍然允許任何蒸發氣62向上既經過底板 61 (如箭頭70所示)又經過側部52流向出口管線17。注意到底板61可位于側部51的下 部出口高度之上，以用于在不阻礙側部51和52之間的蒸發氣傳輸的情況下更好地進行液 體分離。依照本發明，腔室13內的工藝分成為兩個不同的步驟。第一步驟是殘余液體15 向下通過側部51同時保持該液體在側部52之外。第二個步驟是通過管線50將熱解燃料 油類型的流引入側部52的上部入口端，并保持該液體在側部51之外。注意到在側部51和 52的上部入口端(接收流56和59)和下部出口端例如在位置62處彼此處于開放的蒸發氣 連通的同時，執行這兩個步驟，同時保持液體流56和59的分離。來自圖1現有技術單元35的淬火油底部流45可以全部或部分地進入本發明圖2 的單元11的淬火油流65中。來自于圖1現有技術的單元35的較輕側取熱解瓦斯油流53 可全部或部分地進入本發明圖2的單元11的流50中。因此，在用于本發明的初始操作模式中，殘余液體15基本上唯一地在側部51中進 行處理，而液態熱解燃料油(熱解瓦斯油)同時基本上唯一地在側部52中進行處理，位于 側部51和52的入口端和出口端的蒸發氣彼此自由混合。在單元11的同一腔室13中進行該獨立的兩個步驟的操作不僅提供了兩股很好地適合于在圖1的爐子1中進行裂解的流14 和17，而且，另外地提供了從池子63中回收第三流64的靈活性。側取流64是烴質流，該烴質流基本上不含浙青、焦炭、和可能存在于進料10中的 其它固體，并且因此其可適合于除了不能容忍存在例如加氫裂解催化劑固體的熱裂解之外 的工藝。例如，如果期望的話，流64不僅適合于熱裂解，而且，由于其缺乏浙青、焦炭和其它 固體，還可以用作轉化工藝、用于對烯烴設備進料或低硫汽油混合組分改質的煉制廠加氫 裂解操作、加氫處理和類似操作的進料。這不是用于通過底部出口 71從單元11中移出含 固體的殘余液體的情況。因此，流64可在其烴組成方面廣泛地改變，但是通常主要包括C5到C20的、具有 從大約100° F到大約700° F沸程的烴類。本發明的工藝通過使用汽化單元11中的分開的腔室而非常靈活。例如，如果操作 者期望，對于很多原因中的任一個來說，他可以將少量但有效量的殘余液體15送到側部52 的上部入口端(如箭頭57所示)，和/或將少量但有效量的熱解燃料油(熱解瓦斯油)送 到側部51的上部入口端(如箭頭58所示)。例如，流50可以通過在側部52中進行處理而 被改質，其中其輕的終端產物通過管線17進入爐子1，其重的芳香終端產物通過管線64供 給至加氫裂解器。這些步驟是可選的，但是，如果操作者從操作角度看認為它們中的任一個 或兩者都是值得做的，這些步驟仍然是可用的。對于操作者來說可用的另一選擇是將高價值的固體清凈產品64再循環回到側部 51和/或側部52的入口端(如箭頭66、58和59所示)。如果需要的話，回路管線66 (未 示出)可具有冷卻能力。在再循環回路66中使用固體清凈產品64可改善蒸發氣和液體在 腔室13內部的接觸。還有另一個選擇是將淬火油流65引入腔室13的位于側部51和52的出口之下的 下部部分中。該流可以是來自圖1的管線45的淬火油。圖3表示穿過腔室13(見圖1)的橫向截面。為了使觀察底部67和底板61清楚 起見，沒有示出填料床。圖3示出了間隔壁60完全延伸經過腔室13內部的橫向截面，由此 在側部51和側部52之間形成了豎直的隔液體屏障。實例一種特征如來自尼日利亞的Oso冷凝物的天然氣冷凝物流5從存儲罐中移出并且 在環境溫度和壓力條件下直接供給至熱解爐1的對流段。在該對流段中，該冷凝物初始進 料被預熱到大約60psig下的大約350° F，并且隨后被輸送到汽化單元11中，其中處于大 約350° F和60psig的汽油和石腦油氣體的混合物與該單元的腔室12的蒸餾液體分離。 分離出的氣體從腔室12中移出以用于傳輸至同一爐的輻射段，從而在輻射盤管29的出口 處在1450° F至1550° F的溫度范圍內進行深度裂解。來自進料2的烴液態殘余物，在完成與前述附隨的烴氣體的分離之后，被輸送至 下部腔室13并且允許其在該段中朝其在壁60的側部51上的底部向下降落。同時，來自油 淬火塔35的熱解燃料油(熱解瓦斯油)通過管線50在大約450° F的溫度和大約IOpsig 的壓力下被引入腔室13中。預熱流21以大約1000° F的溫度被引入腔室13的底部附近，以使段22中蒸汽與 烴的比率為大約0. 5。降落的液滴與從腔室13的底部經過側部51和52朝向其頂部上升的蒸汽逆向流動。對于在側部51和52中向下降落的液體來說，蒸汽與烴的比率從該兩側部 的頂部到底部增大。蒸汽和石腦油蒸發氣17的混合物在大約340° F的溫度下從腔室13的頂部附近 被抽出并與早先經由管線14從腔室12中移出的氣體混合，從而形成組合的蒸汽/烴蒸發 氣流25，該蒸汽/烴蒸發氣流25包括存在的每磅烴有大約0. 5磅蒸汽。該組合流在區27 中被預熱至在低于大約50psig的壓力下大約1000° F，并且被引入爐子1的輻射燃燒盒 段。熱解烴側取以大約400° F的溫度在管線64中被回收。該流基本上不含浙青、焦 炭和其它固體。單元11的底部產物71以大約460° F的溫度和大約60psig的壓力被移出。該流 包括基本上全部的浙青、焦炭和最初存在于進料流10中的其它固體。
權利要求
一種用于操作烯烴生產設備的方法，該烯烴生產設備使用熱解爐對含烴物質進行深度熱裂解，以用于對在所述設備中所產生的裂解產物進行后續處理，該設備操作的方法包括1)提供全原油和天然氣冷凝物中的至少一種作為所述含烴物質；2)將所述全原油/冷凝物進料送入汽化區，其中所述進料被充分汽化，和3)將所述充分汽化的進料從所述汽化區傳送至所述熱解爐，所述汽化區具有入口端和出口端并且進行至少第一和第二分離的汽化步驟，其中A)在所述第一步驟中，存在于和形成于所述第一步驟中的氣態物質被移出以用于輸送至所述熱解爐，留下基本上液態的殘余物，和B)在所述第二步驟中，所述基本上液態的殘余物經受更加苛刻的條件以使所述液態殘余物的主要部分汽化，從而用于輸送至所述熱解爐，改進之處在于，在所述第二步驟中提供具有第一側部和第二側部的物理分區汽化腔室，每個側部具有相對的入口端和出口端，側部的所述入口端和所述出口端彼此蒸發氣連通，將所述基本上液態的殘余物供給至所述分區汽化腔室的所述第一側部的所述入口端，將具有380°F到700°F沸程的烴流供給至所述分區汽化腔室的所述第二側部的所述入口端，和從所述分區汽化腔室的所述第二側部移出具有100°F到700°F沸程的烴流。
2.如權利要求1所述的方法，其中所述具有380°F到700° F沸程的烴流基本上是液 態流。
3.如權利要求2所述的方法，其中所述流基本上是熱解燃料油(熱解瓦斯油)。
4.如權利要求1所述的方法，其中所述具有100°F到700° F的沸程的烴流基本上是 液態流。
5.如權利要求4所述的方法，其中所述流基本上是熱解汽油。
6.如權利要求1所述的方法，其中所述全原油/冷凝物進料中的一小部分也供給至所 述分區汽化腔室的所述第二側部。
7.如權利要求1所述的方法，其中具有380°F到700° F沸程的所述烴流中的一小 部分供給至所述分區汽化腔室的所述第一側部。
8.如權利要求1所述的方法，其中所述具有100°F至700° F沸程的烴流中的一小 部分在從所述汽化腔室中移出之后被添加到將要供給至所述汽化腔室的所述具有380到 700° F沸程的烴流中。
9.如權利要求1所述的方法，其中至少一種淬火油在所述第一側部和第二側部下方被 引入所述分區汽化腔室中。
全文摘要
本發明公開了一種用于熱裂解由全原油和/或天然氣冷凝物組成的進料的方法，所述方法使用分區汽化器在裂解進料之前先將進料汽化。
文檔編號C10G9/20GK101910365SQ200880123734
公開日2010年12月8日 申請日期2008年12月4日 優先權日2008年1月2日
發明者R·B·哈爾西 申請人:伊奎斯塔化學有限公司