CN101027377A - 含有非挥发性组分和/或焦炭前体的烃原料的蒸汽裂解 - Google Patents

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Abstract

一种裂解包含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料的方法，其中向原料中加入气提剂以形成强化的烃共混物，其随后在闪蒸/分离容器中通过闪蒸分离为气相和液相，分离并裂解所述气相，并回收裂解产品。气提剂增加了重烃的挥发性馏分的蒸发，从而增加了炉子的最大进料流量能力。

Description

含有非挥发性组分和/或焦炭前体的烃原料的蒸汽裂解
技术领域
本发明涉及含有相对非挥发性组分和/或焦炭前体的烃的蒸汽裂解。
背景技术
蒸汽裂解，也称为高温裂解，早已用于使各种烃原料裂解为烯烃，优选裂解为轻烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂解应用高温裂解炉进行，所述裂解炉有两个主区段即对流段和辐射段。烃原料通常以液体形式(除了轻质低分子量原料以蒸气形式进入外)进入炉子的对流段，在其中其通常通过与来自辐射段的热废气间接接触或者较小程度地与蒸汽直接接触而被加热和气化。然后蒸发的原料和蒸汽混合物进入辐射段，在其中进行裂解。所得到的含烯烃的产品离开高温裂解炉进行包含急冷在内的进一步的下游处理。
高温裂解包括将原料充分加热以使较大分子的烃发生热分解。但是，高温裂解过程产生的一些分子倾向于组合形成已知为焦油的高分子量物质。焦油是一种高沸点、粘稠、反应性物质，其在一定条件下会使设备结垢。概括地讲，含有较高沸点物质的原料倾向于产生更大量的焦油。
通过使流出高温裂解单元的流出物的温度迅速降低至焦油形成反应速度大幅度降低的程度，可以使高温裂解流出物离开蒸汽裂解炉后的焦油形成最小化。这种可以在一个或多个步骤中实现并且应用一种或多种方法的冷却被称为急冷。
常规的蒸汽裂解系统对于裂解高质量的原料来说是有效的，其中所述的高质量原料含大部分轻质挥发性烃如瓦斯油和石脑油。但是，蒸汽裂解在经济上有时利于裂解成本较低的重质原料，如非限定例子原油和常压渣油。原油和常压渣油中经常含有高分子量的非挥发性组分，其沸点超过约590℃(约1100)，或者被称作沥青质、沥青或残油。原料中的这些非挥发性组分将作为焦炭在常规高温裂解炉的对流段中沉积。在其中较轻组分完全气化点下游的对流段中，只能容忍非常少量的非挥发性组分。
在大多数石脑油和瓦斯油的工业裂解炉中，裂解炉流出物的冷却通常应用转油线换热器、初馏塔和水急冷塔或间接冷凝器的系统来实现。转油线换热器中产生的蒸汽可用来驱动大的蒸汽透平，这些蒸汽透平为乙烯生产装置中别处应用的主要压缩机提供能量。
为了应对结焦问题，US 3,617,493公开了应用用于原油原料的外部蒸发罐，并公开了应用第一闪蒸作为气相脱除石脑油，并用第二闪蒸脱除沸点为450-1100(230-590℃)的蒸气，所述专利在这里作为参考引用。气相在高温裂解炉中裂解为烯烃，而对由两个闪蒸罐分离出的液体进行脱除、用蒸汽气提并用作燃料。
US 3,718,709公开了一种使焦炭沉积最小化的方法，该专利在这里作为参考引用。其描述了在高温裂解炉内部或外部预热重质原料，从而用过热蒸汽使重质原料的约50％蒸发，并脱除所残留的分离液体。随后主要含轻质挥发烃的蒸发烃进行裂解。
US 5,190,634公开了一种当在对流段中存在有少的临界量氢的情况下通过预热原料而在炉子中抑制焦炭形成的方法，所述专利在这里作为参考引用。对流段中氢的存在抑制了烃的聚合反应，从而抑制了焦炭的形成。
US 5,580,443公开了一种方法，其中原料首先在高温裂解炉的对流段中预热，然后从预热器中抽出，所述专利在这里作为参考引用。然后该预热原料与预定量的蒸汽(稀释蒸汽)混合，再送入气液分离器以作为液体从分离器分离并脱除要求比例的非挥发物。来自气液分离器的分离蒸气返回高温裂解炉用于加热和裂解。
2002年7月3日申请的申请序号为10/188,461的美国专利申请描述了一种裂解重烃原料的方法，其中所述重烃原料与流体如烃或水混合形成一股混合物流，该混合物流闪蒸形成气相和液相，随后使所述气相裂解以提供烯烃，所述专利在这里作为参考引用。与原料混合的流体的量依据所选的过程操作参数而变，所述操作参数包括混合物流闪蒸前混合物流温度、闪蒸压力、混合物流流量和/或炉子烟道废气中的过量氧。
当应用闪蒸从可以在高温裂解炉中处理的较轻馏分中分离出重液态烃馏分时，重要的是要实现分离以使大部分非挥发性组分保留在液相中。否则，气相中较重的、形成焦炭的非挥发性组分将被带入对流段的下部管组中作为焦炭沉积。另外，已经注意到较重分子在离开闪蒸容器的饱和蒸气中倾向于发生吸热裂解反应。这种吸热反应将会造成冷却，其反过来会促使更多的重组分冷凝。与容器内表面和下游设备接触的液体将提供成为结焦前体的膜层。
现已令人惊奇地发现：向重烃原料中加入气提剂可以增加可用于裂解的重烃原料物流的百分率，也可以减少闪蒸/分离容器下游焦炭的形成和/或增加炉子的能力。
发明内容
本发明涉及一种含非挥发性烃和/或焦炭前体的重烃原料的裂解方法。所述方法包括：(a)向重烃原料中加入气提组分以形成强化的烃原料共混物；(b)加热所述强化的烃原料共混物；(c)将所述强化的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；(d)使所述强化的烃原料共混物分离为贫含非挥发性组分和焦炭前体的气相和富含非挥发性组分和/或焦炭前体的液相；(e)从闪蒸/分离容器中脱除所述气相；和(f)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，以产生含烯烃的流出物，其中所述高温裂解炉包括辐射段和对流段。在裂解气相之前，在任何一个步骤或多个步骤中都可以加入蒸汽，其中所述蒸汽可以任选包含酸性工艺蒸汽或处理的工艺蒸汽，并且所述蒸汽可以任选被过热。
加入汽提剂能够裂解更多重烃原料，例如大于1％或更多，如大于10％或更多；并可以减少所述闪蒸/分离容器内及其下游的结垢；和/或增加高温裂解炉的能力，例如增加至少10％，如增加至少20％；以上所述均与应用仅含所述含有非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料的原料相比。气提剂优选使强化的烃原料共混物的T50比重烃原料的T50降低至少约15℃(约25)，例如降低至少约28℃(约50)。
气提剂通常占强化烃原料共混物的约2-95wt％，例如占强化烃原料共混物的10-约80wt％，如占强化烃原料共混物的约20-50wt％。
在任选与蒸汽混合前，含有非挥发性组分和/或焦炭前体的强化烃原料共混物优选在高温裂解炉的第一对流段管组中通过与烟道废气间接接触而被加热，例如加热至约150-340℃(约300-650)。除蒸汽外，强化的烃原料共混物也可以与流体如烃或水等混合。优选的流体为水。
在被闪蒸前，强化的烃原料共混物可以在高温裂解炉的第二对流段管组中通过与烟道废气间接接触而进一步被加热。在步骤(d)中进行分离前，强化的烃原料共混物温度优选为约315-560℃(约600-1040)。在步骤(d)中，分离压力优选为约275-1380kPa(约40-200psia)。闪蒸后，通常有约50-98％的烃原料处于气相中。另外，在(f)步之前，可以向闪蒸/分离容器顶部和/或闪蒸/分离容器下游的气相中加入蒸汽。
如果需要，在(f)步前，气相可以送至附加分离步骤以脱除痕量液体。进入高温裂解炉辐射段的气相温度优选为约425-705℃(约800-1300)，该温度可以任选通过对流段管组中附加的加热过程来实现，所述加热优选在离炉子辐射段最近的管组中进行。
附图说明
图1描述了采用高温裂解炉的本发明整体工艺和设备的示意流程图。
具体实施方式
如果不另外说明，所有百分数、份数、比率等均以重量为基准。如果不另外说明，所给出的化合物或组分包含化合物或组分本身以及与其它化合物或组分的组合，如化合物的混合物等。
另外，当作为上限优选值和下限优选值给出量、浓度或其它值或参数时，应理解为具体公开了由任意一组上限优选值和下限优选值所形成的所有范围，而不管该范围是否单独公开。
正如这里所应用的，非挥发性组分是指按ASTM D-6352-98或D-2887测定的名义沸点高于约590℃(约1100)的烃物流馏分。利用名义沸点高于约760℃(约1400)的非挥发性组分，本发明的效果非常好。烃物流的沸点分布按ASTM D-6352-98或D-2887中描述的方法，通过气相色谱精馏(GCD)来测定，并通过外推而延伸至沸点高于700℃(1292)的物质。非挥发性组分可能包含焦炭前体，其是中度重质物质和/或反应性分子如多环芳族化合物，可以从气相中冷凝出来，然后在本发明方法所经历的操作条件下形成焦炭。这里用T50来表示由上述沸点分布所确定的50wt％特定样品达到其沸点时的温度。名义终沸点是指当99.5wt％特定样品达到其沸点时的温度。
本发明所应用的重烃原料包括非挥发性组分和/或焦炭前体。本发明所应用的重烃原料通常包括如下的一种或多种：蒸汽裂解瓦斯油和渣油、原油、常压管式炉底部产物、包括其底部产物的真空管式炉物流、来自炼厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、低硫蜡状渣油、常压渣油和重渣油。理想的重烃原料是经济上有利的、所需处理最小化的包含非挥发性烃和焦炭前体的重烃物流。
本发明所应用的气提剂通常包括如下的一种或多种：瓦斯油、加热用油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂解石脑油、催化裂解石脑油、加氢裂解油、重整油、残油液重整油、费-托合成液、费-托合成气、天然汽油、蒸馏物、直馏石脑油、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物、重瓦斯油、被原油污染的石脑油、天然气液体、混合C4组分、烃气体、丁烷、丙烷、乙烷和氢。应注意由于气提剂将与重烃原料混合，因此按沸程定义的气提剂的质量不需考虑。在本发明中，经济上有优势的物流如不合格物流和受污染物流，例如受原油污染的石脑油或冷凝物，是理想的气提剂。
气提剂优选具有比重烃原料更低的分子量和更低的T50沸点，但是其可以具有比重烃原料的名义终沸点更低、相同或更高的名义终沸点。类似地，气提剂的初沸点可以比重烃原料的初沸点更低、相同或更高。如果重烃原料是常压底部物流，则气提剂优选具有较低的初沸点。
气提剂的重均分子量优选比重烃原料的重均分子量低至少约20％，例如低至少约25％，例如低至少约35％，和进一步例如低至少约50％。
优选地，气提剂的加入会导致强化的烃原料共混物，其T50沸点比重烃原料的T50沸点低至少约15℃(约25)，例如低至少约28℃(约50)，如低至少约56℃(约100)，进一步例如低至少约111℃(约200)，另一个例子为低至少约167℃(约300)。
应用计算机软件如Simulation Sciences Inc.的PROVISIOTM的气液平衡模型，可用于确定对于给定重烃原料所应用的给定气提剂的最优量。
本发明涉及一种加热和蒸汽热裂解含非挥发性烃的烃原料的方法。所述方法包括将重烃原料与气提剂混合以形成强化的烃原料共混物，加热所述强化的烃原料共混物，闪蒸所述强化的烃原料共混物以形成气相和液相，将气相进料至高温裂解炉的辐射段，和产生含烯烃的流出物。
在所述方法中在不同点加入蒸汽在本领域中是已知的，并且为了简化的目的，在此不分别详细描述。还需注意的是所加入的任何蒸汽均可能包含酸性工艺蒸汽或经处理的工艺蒸汽，而且不管其是否是酸性蒸汽，所加入的任何蒸汽都可以被过热。当所述蒸汽包含酸性蒸汽时，过热是优选的。由于蒸汽和其它流体可以在不同点加入，所以这里的描述将应用术语″强化的烃原料共混物″来指气提剂和重烃原料一起通过该过程的组合组分，而不管在过程的任何给定阶段还存在有多少蒸汽和其它流体。
当裂解含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料时，原料在高温裂解炉的上部对流段进行预热，并任选与流体如水混合，然后在对流段中进一步预热，在此处大部分重烃原料蒸发，从而形成基本不含非挥发性组分和/或焦炭前体的气相。应该理解的是在这里所描述的操作条件下，气液相平衡将会使少量非挥发性组分和/或焦炭前体存在于气相中。另外，随闪蒸/分离容器的设计变化，也会使少量含非挥发性组分和/或焦炭前体的液体夹带在气相中。
所得的烃/蒸汽气相处于其露点，并且其足够热，可以使更重烃组分(包括但不限于非挥发性组分和焦炭前体)裂解。这种裂解可能会导致形成反应性重烃，其可以在闪蒸/分离容器下游的管道和设备的表面沉积，并最终形成焦炭。
裂解反应是吸热的，使蒸汽在炉子的下部对流段进一步预热且然后在辐射段中裂解之前，其温度降低约8℃(约15)-12℃(约22)或更多。与此同时，对环境的某些热损失也会进一步使蒸气冷却。这些冷却效应会造成部分最重的烃冷凝。冷凝的烃脱氢成为结垢剂(如多核芳烃)，其在闪蒸/分离容器正下游的管道和设备中聚集，并且限制清焦处理之间的时间和闪蒸/分离设备内的最高温度。闪蒸/分离温度降低会由于蒸气馏分减少而限制烃的进料流量。结垢剂的微观分析表明其衍生自液体烃。
在2004年5月21日申请的序列号为10/851,878的共同待审美国专利申请中提出了此问题的一个解决方案，其描述了向闪蒸/分离容器中加入加热的蒸汽稀释剂，以减少冷凝。这种解决方案可以结合本发明的许多实施方案而有利地实施。
已发现除了裂解所输送的重烃原料外，使原料与包含气提剂的较轻烃物流混合是有利的。通过这一过程，可以实现多个协同效果。
已经认识到经济考虑通常利于处于气相状态并随后进行裂解的原料分率最大化。向重烃原料中加入气提剂可以实现的一个好处是在给定的闪蒸温度下所蒸发的较重烃原料的百分比会增加，同时在液相中留存的气提剂的量可以忽略。例如，35％重质常压瓦斯油(气提剂)与65％低硫蜡状渣油(一种常压底部馏分)的混合物可能会造成在闪蒸/分离容器中蒸发的低硫蜡状渣油从73％增加至78％，同时在液相中留存的重质常压瓦斯油的量可忽略。在给定的分离温度下，重烃原料蒸发的任何增加通常将会改进过程的经济性。预期应用这里所描述的本发明方法将会导致在给定的分离器条件下蒸发的重烃原料的百分比增加，例如所蒸发的重烃原料的百分比增加至少约1％，在另一个例子中增加至少约5％，还有一个例子增加至少约10％，并且还有一个例子增加至少约20％，或者甚至至少约30％。
在另一个实施方案中，不是使气相中重烃原料的百分比最大化，而是使分离容器能在较低的温度下操作，从而实现给定的气/液分离比，以降低吸热裂解反应的速率，其反过来减少气相温度的降低和所造成的液态焦炭前体的冷凝。在给定的蒸气/液体分离比下，温度降低可以为约8℃(约15)。由所加气提剂造成的较轻烃分子的稀释效果进一步降低了裂解速率。另外，顶部温度降的减少可以为大于约1℃(约2)，例如大于约3℃(约5)，如大于约5℃(约9)。虽然气相中温度降的减少是可预期的，无论分离温度或气相分率是否保持恒定，但如果气相分率保持恒定，其将更明显。
加入到重烃原料中的气提剂可以为所得到的烃原料物流的约2-95％，例如约5-90％，如约10-80％，进一步例如约20-70％。加入到重烃原料中的气提剂的百比数优选根据任意特定时间给定烃物流的经济性和可得性进行优化。概括地讲，相对于所使用的重烃原料而言，气提剂越轻，达到最优效益所需的气提剂量越小。
根据可得的贮罐容量，可以在原料贮存罐中或在将重烃原料加入到炉子的对流段之前的任意点处向重烃原料中加入气提剂。在混合点处，气提剂可以为液体也可以为气体，如果其在贮罐内或贮罐的上游加入，则优选为液体。加入这里所描述的气提剂的附加好处是可以降低重烃原料的粘度，从而降低原料从贮罐流到高温裂解工艺区所需要的温度。如果重烃原料流过一个脱盐设备，则在脱盐设备上游加入气提剂来降低流体的粘度，改进脱盐设备的效率并增加脱盐设备的能力。
强化烃原料共混物的粘度降低会增加炉子对流段的传热和热效率。另一个好处是减少了蒸汽需求，这将增加净的原料处理量和烯烃产量。
当使重烃原料与气提剂混合以产生强化的烃原料共混物后，可以采用本领域普通技术人员已知的任何方式来加热所述强化烃原料共混物。但是，优选的是所述加热包括强化的烃原料共混物在炉子1的上部对流段管组2(离辐射段最远)处与来自炉子辐射段的热烟道废气间接接触。通过一个非限定性实施例，其可以通过使强化烃原料共混物流过位于炉子1的对流段3内的换热管2的管组而实现。加热的烃原料的温度通常为约150-340℃(约300-650)，如约160-230℃(约325-450)，例如约170-220℃(约340-425)。
加热后的烃原料优选与第一稀释蒸汽混合，并且任选与流体混合，该流体可以为烃(优选为液体但也可任选为蒸气)、水、蒸汽或其混合物。优选的流体为水。流体的来源可以为低压锅炉给水。流体的温度可以低于、等于或高于加热原料的温度。在一个可能的实施方案中，流体的蒸发潜热可以用来控制混合物流的温度。
可以在高温裂解炉1内部或外部实施加热后烃原料、第一稀释蒸汽和任选流体的混合，但优选在裂解炉外部进行。可以通过应用本领域内已知的任何混合设备来完成混合。例如，可以应用双喷射器组件9的第一喷射器4来实施混合。第一喷射器4可以避免或减少向加热烃原料中引入流体时由于流体突然蒸发而造成的气锤效应。
对于高挥发性原料来说，应用蒸汽和/或加入到强化烃原料共混物中的流体是任选的，其中所述高挥发性原料可能包含在本发明方法中应用的强化烃原料共混物。有可能的是这种原料可以以工业上已知的任何方式进行加热，例如在位于炉子1的对流段3内的换热管2中加热。在加入少量或者不加蒸汽或流体的条件下，将强化的烃原料共混物输送至闪蒸/分离容器中。
在本发明的应用中，所得的混合物流在被闪蒸前可以在高温裂解炉的第一对流段管组的另一部分通过与烟道废气间接接触而加热。
在闪蒸混合物流前，可以向混合物流中加入第二种任选流体，所述的第二流体为烃蒸气。
在本发明的一个实施方案中，除了与加热原料混合的流体外，第一稀释蒸汽17也与原料混合。第一稀释蒸汽物流可以优选注入第二喷射器8中。优选的是在所得物流混合物任选在11处进入对流段被烟道废气进一步加热之前，向烃流体混合物中注入第一稀释蒸汽物流，其中所述利用烟道废气的附加加热通常在用于最初加热强化烃原料共混物的相同管组内进行。
第一稀释蒸汽的温度可以高于、低于或大约等于烃原料流体混合物的温度，但该温度优选大约等于所述混合物的温度。在注入到第二喷射器8之前，可以使第一稀释蒸汽过热。
包含加热烃原料、流体以及离开第二喷射器8的任选的第一稀释蒸汽物流的混合物流任选在闪蒸前在高温裂解炉3的对流段内进一步加热。作为一个非限定性的实施例，可以通过使混合物流流过位于裂解炉的对流段内通常为第一对流段管组下部的换热管6的管组，从而被来自裂解炉辐射段的热烟道废气所加热而实现加热。这样加热的混合物流作为混合物流12离开对流段，并任选与附加蒸汽物流进一步混合。
第二稀释蒸汽物流18可以任选进一步分成闪蒸蒸汽物流19和旁通蒸汽物流21，所述闪蒸蒸汽物流19在闪蒸前与烃混合物流12混合，所述旁通蒸汽物流21旁通过烃混合物的闪蒸，而且与来自闪蒸的气相混合，其中所述气相随后在炉子的下部对流段进一步加热，并在辐射段进行裂解。本发明也可以按所有的第二稀释蒸汽18都用作闪蒸蒸汽19而没有旁通蒸汽21而操作。另外，本发明也可以按第二稀释蒸汽18直接去旁通蒸汽21而没有闪蒸蒸汽19而操作。在本发明的一个优选的实施方案中，闪蒸蒸汽物流19与旁通蒸汽物流21的比率优选为1∶20至20∶1，并且最优选为1∶2至2∶1。在该实施方案中，在闪蒸/分离容器5内闪蒸以前，闪蒸蒸汽19与烃混合物流12混合形成闪蒸物流20。第二稀释蒸汽物流在分离并与烃混合物混合之前，其优选在裂解炉对流段中的过热区16内过热。向烃混合物流12中加入闪蒸蒸汽物流19有助于在闪蒸物流20进入闪蒸/分离容器5之前，使混合物中低挥发性组分气化。
然后混合物流12或闪蒸物流20在闪蒸/分离容器5内闪蒸，分离成为两相：主要包含气提剂、重烃原料中的挥发性烃和蒸汽的气相，和包含低挥发性烃和大部分非挥发性组分和/或焦炭前体的液相。应该理解的是在这里所描述的操作条件下，气液相平衡将会使气相中存在少量非挥发性组分和/或焦炭前体。另外，随着闪蒸/分离容器设计的变化，少量含有非挥发性组分和/或焦炭前体的液体有可能夹带在气相中。
为了便于此处的描述，将应用术语“闪蒸/分离容器”来指用于将强化的烃原料共混物分离成为气相和至少一个液相的任何容器。打算包括分馏和任何其它分离方法，例如罐、精馏塔和离心分离器，但不限于此。
混合物流12优选通过位于所述容器侧面的至少一个侧壁入口而沿切向加入到闪蒸/分离容器5内，并且气相优选作为顶部气相物流13而从闪蒸/分离容器脱除。气相优选进料至炉子的对流段管组23处，所述管组优选位于最接近炉子的辐射段处，在此任选加热，然后通过横跨管24进入高温裂解炉的辐射段40进行裂解。闪蒸混合物流的液相优选作为底部物流27从闪蒸/分离容器5中脱除。
优选的是在闪蒸/分离容器5内保持预定的恒定气/液比，但是该比值很难测量和控制。作为一种替换方式，进入闪蒸/分离容器5之前混合物流12的温度可以作为间接参数来测量、控制并保持闪蒸/分离容器5内大约恒定的气-液比。理想地，当混合物流的温度较高时，将有更多的挥发性烃蒸发，并作为部分气相可用于裂解。但是，当混合物流的温度太高时，包括焦炭前体的更多重质烃将会存在于气相中，并被载带至对流炉管中，最终使炉管结焦。如果混合物流12的温度太低，将会造成闪蒸/分离容器5内的气-液比较低，液相中将保留更多的挥发性烃，从而不能进行裂解。
控制混合物流的温度从而最大化地回收或蒸发原料中的挥发物，同时避免炉管内的过量结焦或在通过管道13从闪蒸/分离容器输送混合物到裂解炉1的管道和容器内的结焦。可以通过监测输送混合物到下部对流段23的管道和容器13的压降以及沿横跨管24的压降，以及通过监测下部对流段23的温升来检测结焦问题是否发生。例如，如果横跨压力和去下部对流段23的工艺入口压力由于结焦而开始迅速增加时，则应该降低闪蒸/分离容器5内的温度和混合物流12的温度。如果在下部对流段发生结焦，则去较高区段如任选的过热器16的烟道废气的温度将增加。如果存在过热器16，则通过加入更多的降温器水26可以使已经升高的烟道废气温度的选择部分抵消。
混合物流12的温度的选择也通过原料物质的组成来确定。当原料含有较高量的较轻烃时，混合物流12的温度可以设得较低。而当原料含有较高量的难挥发或非挥发性烃时，混合物流12的温度应设得较高。
混合物流12的温度通常可以设定和控制在约315-540℃(约600-1000)，例如约370-510℃(约700-950)，如约400-480℃(约750-900)，并且经常为约430-475℃(约810-890)。如上文所讨论，这些值将随原料的挥发性而改变。
确定温度时的考虑还包括希望保持为液相，以减少在换热管壁和闪蒸/分离容器以及相连管道上形成焦炭的可能性。通常在闪蒸后有至少约2％的混合物流保持为液相。
理想的是与闪蒸蒸汽19混合且进入闪蒸/分离容器的混合物流12的温度保持恒定，以在闪蒸/分离容器5中得到恒定的气液比，并且避免温度和闪蒸气液比有明显的变化。一种可能的控制方案是应用控制系统7来自动控制两个喷射器上的流体阀14和第一稀释蒸汽阀15。当控制系统7检测到混合物流的温度降时，其将会使流体阀14减少向第一喷射物4中注入流体。如果混合物流的温度开始升高，将使流体阀开大，以增加向第一喷射器4注入的流体。
当向第二喷射器8中注入第一稀释蒸汽物流17时，也可以应用温度控制系统7来控制第一稀释蒸汽阀15，以调节注入到第二喷射器8内的第一稀释蒸汽物流的量。这将进一步减少闪蒸分离容器5内温度变化的剧烈改变。当控制系统7检测到混合物流12的温度降时，其将指示第一稀释蒸汽阀15增加向第二喷射器8内注入第一稀释蒸汽物流，同时阀14关小。如果温度开始升高，第一稀释蒸汽阀将会自动地关小以减少注入到第二喷射器8内的第一稀释蒸汽物流，同时阀14将开大。
在其中流体是水的实施方案中，控制器改变水和第一稀释蒸汽的量以保持恒定的混合物流12的温度，同时保持混合物11中H2O与原料的恒定比。为了进一步避免闪蒸温度的剧烈变化，本发明还优选在裂解炉中在第二稀释蒸汽的过热段内应用中间降温器25。这将使过热器16的出口温度控制在恒定值，而不随裂解炉的负荷变化、结焦程度变化、过量氧浓度变化和其它变化而变化。通常，该降温器25使第二稀释蒸汽的温度在约425-590℃(约800-1100)，例如约455-540℃(约850-1000)，如约455-510℃(约850-950)，并且典型地为约470-495℃(约875-925)。降温器可以为控制阀和水雾化器喷头。部分预热后，第二稀释蒸汽流出对流段，并且可以加入细雾状水26，以迅速蒸发并降低温度。然后优选在对流段进一步加热蒸汽。加入到过热器中的水量可以控制与混合物流12混合的蒸汽的温度。
除了保持进入闪蒸/分离容器的混合物流12的温度恒定外，通常也希望使闪蒸物流20的烃分压保持恒定，从而使闪蒸/分离容器内的气液比保持恒定。在实施例中，通过应用气相管线13上的控制阀36保持恒定的闪蒸/分离容器压力，并通过控制物流20中蒸气与烃原料的比，使烃分压保持恒定。
在本发明中，闪蒸物流的烃分压通常被设定和控制在25-175kPa(约4-25psia)，例如35-100kPa(约5-15psia)，例如40-75kPa(约6-11psia)。
在一个实施方案中，在至少一个闪蒸/分离容器中进行闪蒸。闪蒸通常是带或不带回流的单级过程。闪蒸/分离容器5通常在压力为约275-1400kPa(约40-200psia)下操作，并且其温度通常与进入闪蒸/分离容器5前的闪蒸物流20的温度相同或稍低，通常为约315-560℃(约600-1040)。例如闪蒸的压力可以为约600-1100kPa(约85-155psia)，并且温度可以为约370-490℃(约700-920)。作为进一步的例子，闪蒸的压力可以为约700-1000kPa(约105-145psia)，其温度约为400-480℃(约750-900)。在另一个实施例中，闪蒸/分离容器的压力可以为约700-760kPa(约105-125psia)，并且其温度可以约为430-475℃(约810-890)。取决于混合物流12的温度，被闪蒸的混合物流通常有约50-98％在气相中，例如约60-95％，如约65-90％。
在一个方面，通常操作闪蒸/分离容器5以使容器底部液相的温度最低，这是由于过多的热会造成液相中非挥发物结焦。在进入闪蒸/分离容器的闪蒸物流中应用第二稀释蒸汽物流18将会降低气化温度，这是由于其降低了烃的分压(即气相中更多的摩尔分率为蒸汽)，并因而降低了所需的液相温度。循环一部分外部冷却的闪蒸/分离容器底部液体30返回至闪蒸/分离容器以有助于冷却在闪蒸/分离容器5底部新分离的液相可能也是有帮助的。可以用泵37将物流27从闪蒸/分离容器5的底部输送至冷却器28。然后冷却后的物流29被分离成为循环物流30和输出物流22。循环物流的温度通常为约260-315℃(约500-600)，例如约270-290℃(约520-550)。循环物流的量可以为在闪蒸/分离容器内新分离的底部液体量的约80-250％，如90-225％，例如100-200％。
在另一个方面，通常也操作闪蒸以使闪蒸/分离容器中液体的停留/持留时间最短。在一个实施方案中，通过安装在闪蒸/分离容器底部的小直径″腿管″或圆筒35从容器中排出液相。闪蒸/分离容器中液体的停留时间通常小于约75秒，例如小于约60秒，如小于约30秒，并且经常小于约15秒。闪蒸/分离容器中液体的停留/持留时间越短，闪蒸/分离容器底部的结焦越少。
离开闪蒸/分离容器的气相可以含有约55-70％的烃和约30-45％的蒸汽。气相的名义终沸点通常低于约760℃(约1400)，例如低于约590℃(约1100)，如低于约565℃(约1050)，并且通常低于约540℃(约1000)。气相通过顶部的管道连续地从闪蒸/分离容器5中脱除，所述的管道任选将所述气相输送至离心分离器38中，以脱除所夹带和/或冷凝的痕量液体。然后气体通常流入总管，其将流体分配至炉子的对流段或辐射段。
从闪蒸/分离容器连续脱除的气相物流13优选在高温裂解炉下部对流段23中被来自炉子辐射段的烟道废气过热至约425-705℃(约800-1300)的温度。然后气相进入高温裂解炉的辐射段进行裂解以产生包含烯烃和副产物的流出物，其中所述烯烃包括乙烯和其它希望的轻烯烃。
从闪蒸/分离容器脱除的气相物流13在引入到裂解炉下部对流段23之前可以任选与旁通蒸汽物流21混合。
因为本发明的方法会大量脱除产生焦炭和焦油的重烃类物质(存在于离开闪蒸/分离容器5的液相27中)，所以可以应用转油线换热器急冷来自高温裂解炉辐射段的流出物。除了其它益处外，这将使得最初设计用于较轻原料如石脑油或其它终沸点通常低于约315℃(约600)的液体原料的裂解设施可以更成本有效地进行改进，其中具有转油线换热器急冷系统已经就位。2005年2月28日申请的申请号为…的共同待审美国专利申请详细描述了这种设计，其目的是与裂解包含非挥发性组分的烃原料的方法相结合，使与应用转油线换热器相关的利益最大化。
选择闪蒸/分离容器的位置和操作温度，以在不引起过多结垢/结焦问题的情况下，提供可被处理的尽可能多的气体原料。如果液体的比率过高，有价值的原料将会损失，从而操作的经济性将受到副面影响。如果液体的比率过低，闪蒸/分离容器和相关管线的结焦就会成为问题。另外，在液体比率太低下操作会使焦炭前体从原料烃物流的重端进入裂解炉的高温区，从而使结焦加快。
作为气相从闪蒸/分离容器中排出的给定烃原料的百分比是容器内的烃分压和进入容器的温度的函数。进入闪蒸/分离容器的强化烃原料共混物的温度高度依赖于对流段中该点处烟道废气的温度。当裂解炉的负荷变化时，所述温度会发生变化，当裂解炉满负荷操作时，该温度更高，而当裂解炉部分负荷操作时，其会较低。第一对流段管组中烟道废气的温度也是裂解炉中结焦程度的函数。当裂解炉很干净或轻度结焦时，换热得到改善，相应地在该点烟道废气的温度比裂解炉严重结焦时要冷一些。在任何一点处，烟道废气的温度也是在裂解炉烧嘴上实施的燃烧控制的函数。当在烟道废气中氧过量量较低条件下而操作裂解炉时，在任何一点处，烟道废气的温度都会相应地低于当在烟道废气中氧过量量较高条件下而操作裂解炉时的温度。
裂解炉的总负荷由裂解炉辐射段中高温裂解所需的热以及对流段所需的热来决定。氧过量超过约2％本质上反映了过多的空气体积在裂解炉的辐射段被加热，以提供对流段所需的热。高温裂解能力受限于裂解炉的热输出能力和热利用效率。裂解炉能力的最终限制是烟道废气的体积，因而减少氧过量量(其中伴有氮)可以使产热能力更大。辐射段和对流段传热的改进以及减少与应用气提剂相关的加热需求可以使高温裂解的总产量提高。
对流段总的能量需求是以下能量需求的总和：使烃物流蒸发至理想切割点所需能量，使用于闪蒸温度控制的任何水蒸发和过热所需能量，使烃蒸气过热所需能量，以及使稀释蒸汽过热所需能量。当在通常的燃烧空气流量下运行时，该总能量需求要超出可获得的能量。为了增加热量输入而不增加向辐射段输入的热量，必须使燃烧空气的流量升高至大于燃烧所需要的水平。当单独应用重烃原料时，附加空气(大于燃烧需求)与燃料混合，并进行燃烧以提供蒸发重烃原料和任选的水所必需的热量输入。该附加的燃烧空气需要附加的燃料来保持理想的辐射段温度，并因而造成裂解炉的热效率降低。加热的过量空气为对流段提供附加的热，但这样做需要部分烟道废气能力用于过量空气，而不是用于辐射段加热，因而限制了辐射段的裂解能力。
2004年5月21日申请的申请号为10/851,495的共同待审美国专利申请描述了一种新的控制系统，其在裂解炉中应用一种方案来控制进入闪蒸/分离容器的工艺物流的温度。在这种新的控制方案中只应用少量水或不用水。脱除水后，对流段所需的能量将会减少(不需要蒸发水的能量)，从而有可能减少燃烧空气的量-并因而减少燃烧的燃料。这种控制机理可以与本发明结合起来使用。
在本发明中，通过增加在给定温度下蒸发的烃的量，向重烃原料中加入气提剂减少了每吨烃原料的能量消耗，并增加了裂解炉的烃处理能力。
在清焦期间裂解炉的操作可能会造成闪蒸/分离容器的温度发生波动，从而引起闪蒸/分离容器中为气相的烃的分率和辐射段烃进料流量发生波动，造成不稳定的裂解炉操作。有时这种不稳定性可能是反直觉的。加入气提剂可以在较少热输入的情况下得到较高的蒸气馏分，在较小的控制不稳定性下有可能增加对流段的产量。没有气提剂，重烃原料输入增加可能会减少辐射段的产量，这是由于较高重烃原料和蒸汽的流量没有全部被加热。由于重烃产量增加造成的温度降不仅减少了蒸发的烃分率，而且也可以减少烃蒸气的总流量。由气提剂实现的较高的蒸气馏分减轻了这种反直觉的对流/辐射进料流量效果。
气提剂的加入可以减少在工艺过程中在不同点处加入的水和/或蒸汽的需求，从而减少了用于使水沸腾和/或使蒸汽过热的那部分裂解炉能力分率。降低的闪蒸/分离容器温度需求将会使对流段有效的加热与辐射段的热需求更好地平衡，从而减少了加热过量空气(通常按过量氧监控和报导)的需要。附加的能力可以用于裂解更多的原料。减少过量氧也能提高裂解炉的效率，这会使温室气体排放量减少。
当裂解炉受烟囱排烟的排风扇能力限制时，氧过量量减少1％可能会造成裂解炉燃烧量增加约5-10％。裂解炉燃烧量的这种增加可能会使最大进料流量增加约5-10％。在一个实验中，通过使重常压瓦斯油与常压底部馏分(比率为35/65)混合，使氧过量量由6％降低至3％，可能使裂解炉最大进料流量增加20％。
虽然已经通过具体实施方式对本发明进行了描述和解释，但本领域技术人员将会理解本发明本身会有许多不需在这里描述的变化。因此，为确定本发明的实际范围，应参考所附的权利要求书。

Claims (34)

1.一种裂解重烃原料的方法，所述重烃原料包含非挥发性组分和/或焦炭前体，该方法包括：
(a)向重烃原料中加入气提剂，以形成强化的烃原料共混物；
(b)加热所述强化的烃原料共混物；
(c)将所述强化的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；
(d)将所述强化的烃原料共混物分离为气相和液相，所述液相富含非挥发性组分和/或焦炭前体，和所述气相基本上不含非挥发性组分和/或焦炭前体；
(e)从所述闪蒸/分离容器中脱除气相；和
(f)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，从而产生含烯烃的流出物，所述高温裂解炉包括辐射段和对流段。
2.权利要求1的方法，其中在步骤(f)之前，在任何一个步骤或多个步骤中加入蒸汽。
3.权利要求2的方法，其中所述蒸汽包括酸性工艺蒸汽或经处理的工艺蒸汽。
4.权利要求2或3的方法，其中在高温裂解炉的对流段使蒸汽过热。
5.权利要求2的方法，其中在步骤(b)和(c)之间加入蒸汽。
6.权利要求5的方法，其中在与蒸汽混合前，强化烃原料共混物的温度处于约150-340℃(约300-650)的第一温度，然后在步骤(c)之前将强化烃原料共混物进一步加热至高于第一温度的第二温度。
7.前述权利要求任一项的方法，其中向闪蒸/分离容器顶部的气相中加入蒸汽。
8.前述权利要求任一项的方法，其中向闪蒸/分离容器下游的气相中加入蒸汽。
9.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(d)之前，使强化的烃原料共混物与除蒸汽之外的流体混合。
10.权利要求9的方法，其中所述流体包含烃和水中的至少一种。
11.权利要求10的方法，其中所述流体为水。
12.前述权利要求任一项的方法，其中加入气提剂能够裂解更高分率的重烃原料。
13.权利要求12的方法，其中与不加气提剂而裂解的重烃原料的分率相比，加入气提剂能够裂解至少约1％更高分率的重烃原料。
14.权利要求13的方法，其中与不加气提剂而裂解的重烃原料的分率相比，加入气提剂能够裂解至少约10％更高分率的重烃原料。
15.权利要求14的方法，其中与不加气提剂而裂解的重烃原料的分率相比，加入气提剂能够裂解至少约30％更高分率的重烃原料。
16.前述权利要求任一项的方法，其中与不加气提剂而裂解重烃原料时的结焦速率相比，加入气提剂降低了所述闪蒸/分离容器中及其下游的结焦速率。
17.前述权利要求任一项的方法，其中所述气提剂使强化烃原料共混物的T50比重烃原料的T50降低了至少约15℃(约25)。
18.权利要求17的方法，其中所述气提剂使强化烃原料共混物的T50比重烃原料的T50降低了至少约28℃(约50)。
19.权利要求1的方法，其中所述气提剂占强化烃原料共混物的约2-95wt％。
20.权利要求19的方法，其中所述气提剂占强化烃原料共混物的约10-80wt％。
21.权利要求20的方法，其中所述气提剂占强化烃原料共混物的约20-50wt％。
22.前述权利要求任一项的方法，其中与使用不加气提剂的重烃原料相比，所述方法使高温裂解炉的能力增加。
23.权利要求22的方法，其中与使用仅含所述含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料的原料相比，所述方法使高温裂解炉的能力增加至少约1％。
24.权利要求23的方法，其中与使用仅含所述含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料的原料相比，所述方法使高温裂解炉的能力增加至少约10％。
25.权利要求24的方法，其中与使用仅含所述含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料的原料相比，所述方法使高温裂解炉的能力增加至少约20％。
26.前述权利要求任一项的方法，其中所述含非挥发性组分和/或焦炭前体的重烃原料包含渣油、原油、常压管式炉底部产物、包含底部产物的真空管式炉物流、来自炼厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、常压渣油、低硫蜡状渣油和重渣油中的一种或多种。
27.前述权利要求任一项的方法，其中所述气提剂包括瓦斯油、加热用油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂解的石脑油、催化裂解的石脑油、加氢裂解油、重整油、残油液重整油、费-托合成液、费-托合成气、天然汽油、精馏物、直馏石脑油、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物、重瓦斯油、被原油污染的石脑油、天然气液体、混合C4组分、丁烷、丙烷、乙烷和烃气体中的一种或多种。
28.前述权利要求任一项的方法，其中所述气提剂被非挥发性组分和/或焦炭前体污染。
29.权利要求1-28任一项的方法，其中所述气提剂包括氢。
30.前述权利要求任一项的方法，其中步骤(c)包括通过位于闪蒸/分离容器侧面的至少一个侧壁入口将强化的烃原料共混物沿切线引入到所述容器内。
31.前述权利要求任一项的方法，其中在与蒸汽混合前，在高温裂解炉的第一对流段管组处通过与烟道废气间接接触而加热强化的烃原料共混物。
32.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(c)中强化烃原料共混物的温度为约315-560℃(约600-1040)。
33.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(d)中的压力为约275-1380kPa(约40-200psia)。
34.前述权利要求任一项的方法，其中约50-98％的强化烃原料共混物处于步骤(e)中的气相中。
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