CN101218325A - 烃热解排出物的加工方法 - Google Patents
烃热解排出物的加工方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN101218325A CN101218325A CNA2006800249075A CN200680024907A CN101218325A CN 101218325 A CN101218325 A CN 101218325A CN A2006800249075 A CNA2006800249075 A CN A2006800249075A CN 200680024907 A CN200680024907 A CN 200680024907A CN 101218325 A CN101218325 A CN 101218325A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- ejecta
- liquid
- gaseous state
- materials flow
- pyrolysis
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
- 238000000197 pyrolysis Methods 0.000 title claims abstract description 100
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 78
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 43
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 43
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims abstract description 42
- 238000012545 processing Methods 0.000 title description 3
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims abstract description 117
- 238000010791 quenching Methods 0.000 claims abstract description 86
- 239000003502 gasoline Substances 0.000 claims abstract description 58
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 52
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims abstract description 33
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims abstract description 13
- 238000011084 recovery Methods 0.000 claims abstract description 12
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims abstract description 7
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 claims abstract description 5
- 239000000463 material Substances 0.000 claims description 63
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims description 39
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims description 39
- 230000000171 quenching effect Effects 0.000 claims description 39
- 238000012546 transfer Methods 0.000 claims description 24
- 239000002994 raw material Substances 0.000 claims description 18
- 230000008569 process Effects 0.000 claims description 15
- 239000000945 filler Substances 0.000 claims description 13
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 claims description 13
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 12
- 238000005336 cracking Methods 0.000 claims description 11
- 238000009434 installation Methods 0.000 claims description 8
- 238000010992 reflux Methods 0.000 claims description 8
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 4
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 3
- 238000011144 upstream manufacturing Methods 0.000 claims description 3
- 238000004062 sedimentation Methods 0.000 claims 1
- 238000000926 separation method Methods 0.000 abstract description 7
- 239000000470 constituent Substances 0.000 abstract 1
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 39
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 29
- 239000000047 product Substances 0.000 description 11
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 8
- 238000004230 steam cracking Methods 0.000 description 8
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 description 7
- 239000012530 fluid Substances 0.000 description 6
- 239000000571 coke Substances 0.000 description 5
- 238000010790 dilution Methods 0.000 description 4
- 239000012895 dilution Substances 0.000 description 4
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 4
- 238000012856 packing Methods 0.000 description 4
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 3
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 230000004087 circulation Effects 0.000 description 2
- 238000004140 cleaning Methods 0.000 description 2
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 2
- 238000005235 decoking Methods 0.000 description 2
- 238000013461 design Methods 0.000 description 2
- 238000005755 formation reaction Methods 0.000 description 2
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 2
- 238000001149 thermolysis Methods 0.000 description 2
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 description 1
- 206010062717 Increased upper airway secretion Diseases 0.000 description 1
- 238000013459 approach Methods 0.000 description 1
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 1
- 230000008859 change Effects 0.000 description 1
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 1
- 238000004581 coalescence Methods 0.000 description 1
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 1
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 1
- 239000007859 condensation product Substances 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 239000012809 cooling fluid Substances 0.000 description 1
- 230000006378 damage Effects 0.000 description 1
- 238000007872 degassing Methods 0.000 description 1
- 239000002360 explosive Substances 0.000 description 1
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 1
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 1
- 238000004508 fractional distillation Methods 0.000 description 1
- 238000002309 gasification Methods 0.000 description 1
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 1
- -1 hydrocrackates Substances 0.000 description 1
- 230000008676 import Effects 0.000 description 1
- 230000006872 improvement Effects 0.000 description 1
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 1
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 1
- 239000003350 kerosene Substances 0.000 description 1
- 239000003562 lightweight material Substances 0.000 description 1
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 1
- 239000002184 metal Substances 0.000 description 1
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 1
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 1
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000000737 periodic effect Effects 0.000 description 1
- 208000026435 phlegm Diseases 0.000 description 1
- 238000011027 product recovery Methods 0.000 description 1
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 1
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N propylene Natural products CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 125000004805 propylene group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([*:1])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 1
- 238000012797 qualification Methods 0.000 description 1
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 1
- 229920006395 saturated elastomer Polymers 0.000 description 1
- 238000003860 storage Methods 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 239000011269 tar Substances 0.000 description 1
- 125000000383 tetramethylene group Chemical group [H]C([H])([*:1])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 1
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G9/002—Cooling of cracked gases
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
- C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
- C10G2300/30—Physical properties of feedstocks or products
- C10G2300/301—Boiling range
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
- C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
- C10G2300/4081—Recycling aspects
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
- C10G2300/80—Additives
- C10G2300/805—Water
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
- C10G2400/02—Gasoline
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Physics & Mathematics (AREA)
- Thermal Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
公开了采用小初级分馏器(即精馏器)处理来自烃热解装置排出物的方法和设备。该方法包括：冷却该气态排出物，例如通过直接骤冷和/或至少一个主换热器进行冷却，并且然后例如在副换热器中将该气态排出物冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油是由所述排出物成分之间的反应形成的。让所得的混合气态和液态排出物通过精馏器，以清洁地将骤冷油与包含热解汽油馏分的气态排出物分离，所述热解汽油馏分的沸点由于该精馏器处理的结果而可能降低。然后将该排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝，在馏出物转鼓中将所述馏分分离。将该冷却的气态排出物送往回收设备组以回收轻质烯烃。可以将该含热解汽油的馏分的至少一部分再循环到该精馏器以提高骤冷油与热解汽油馏分的分离。
Description
相关申请的交叉引用
[0001]本申请特意地在此作为参考引入以下申请的全部公开内容：引入代理人案卷号2005B060，标题为“烃热解排出物的加工方法”；代理人案卷号2005B061，标题为“烃热解排出物的冷却方法”；代理人案卷号2005B062，标题为“烃热解排出物的加工方法”；代理人案卷号2005B063，标题为“烃热解排出物的加工方法”；和代理人案卷号2005B065，标题为“烃热解排出物的加工方法”；它们都在此引入作为参考并与本申请同时提交。
发明领域
[0002]本发明涉及来自烃热解装置、尤其是使用比石脑油更重质的原料的那些装置的气态排出物的加工方法。
发明背景
[0003]由各种烃原料制备轻质烯烃(乙烯、丙烯和丁烯)使用热解或蒸汽裂化技术。热解包括将原料充分地加热到引起较大分子的热分解。然而，热解工艺产生倾向于结合而形成高分子量材料即焦油的分子。焦油是在一定条件下可使设备结垢的高沸点、粘稠、反应性材料。
[0004]在热解排出物离开蒸汽裂化炉之后，可以如下使焦油的形成最小化：迅速地将离开该热解装置的排出物的温度降低到焦油形成反应大大减缓的水平。
[0005]用来冷却热解装置排出物和除去所得重油的一种技术采用换热器接着采用水骤冷塔，在该水骤冷塔中除去可冷凝物。当裂化轻质气体(主要是乙烷、丙烷和丁烷)时，已经证明这一技术是有效的，因为加工轻质原料的裂化器(统称为气体裂化器)产生较少量的焦油。结果，换热器可以有效地回收大多数有价值的热而不会结垢并且较少量的焦油可以由水骤冷分离，即使有一些困难。
[0006]然而，这一技术对于与裂化石脑油和更重质原料的蒸汽裂化器(统称为液体裂化器)一起使用是不令人满意的，因为液体裂化器产生比气体裂化器多得多的焦油。换热器可以用来从液体裂化中除去一些热，但是仅降至焦油开始冷凝的温度。在这一温度之下，不能使用常规换热器，因为它们将由换热器表面上的焦油的聚集和热降解而迅速地结垢。此外，当对来自这些原料的热解排出物进行骤冷时，所产生的一些重油和焦油具有与水大致相同的密度并且可以形成稳定的油/水乳液。此外，通过液体裂化产生的较大量的重油和焦油将导致水骤冷操作失效，这使得难以从冷凝水中除热和难以按环境上可接受的方式处理过量的骤冷水以及重油和焦油。
[0007]因此，在大多数工业液体裂化器中，来自裂解炉的排出物的冷却通常使用输送管线换热器系统、初级分馏器和水骤冷塔或间接冷凝器来实现。对于典型的比石脑油原料更重质的原料，输送管线换热器将该工艺料流冷却到大约371-大约649℃(700-1200)(其中该温度取决于原料的质量)，从而有效地产生可以用于该工艺其它地方的超高压蒸汽。初级分馏器通常用来将焦油冷凝并将其与较轻质液体馏分(称为热解汽油)分离，并回收热而降至大约93℃(200)，并且可以使用直接骤冷点，在那里，添加骤冷油以将该料流冷却到足以使存在于该料流中的焦油冷凝。水骤冷塔或间接冷凝器进一步将离开该初级分馏器的气体料流冷却到大约40℃(100)以使存在的大部分稀释蒸汽冷凝和使热解汽油与该气态烯属产物分离，然后将它送到压缩机。有时，称为蒸汽裂化瓦斯油(其在比方说大约177-大约287℃(350-550)的范围内沸腾)的中间沸程料流还作为侧料流产生。
[0008]然而，初级分馏器是非常复杂的一件设备，它通常包括油骤冷部分、初级分馏器塔和一个或多个外部油泵唧循环回路。在骤冷部分，添加骤冷油以将排出物料流冷却到大约200-大约290℃(400-550)，从而冷凝存在于该料流中的焦油。在初级分馏器塔中，冷凝的焦油与该料流的剩余部分分离，在一个或多个泵唧循环区中通过循环油除去热并在一个或多个蒸馏区中将热解汽油馏分与更重质物质分离。在一个或多个外部泵唧循环回路中，使用间接换热器将从初级分馏器排出的油冷却然后返回到该初级分馏器或直接骤冷点。
[0009]具有与其相关的泵唧循环的初级分馏器是整个裂化系统中最为昂贵的构件。初级分馏器塔本身是工艺中最大的单件设备，通常对于中型液体裂化器来说，其直径为大约二十五英尺，高度超过一百英尺。该塔是较大的，因为它实际上在大量低压气体存在下分馏两种少量组分，即焦油和热解汽油。泵唧循环回路同样是较大的，在中型裂化器的情况下，每小时处理超过1.3百万千克/小时(3百万磅/小时)的循环油。泵唧循环线路中的换热器必须较大，原因在于高流量、以有用水平回收热所必须的紧温差(temperature approach)，以及结垢的容限。
[0010]此外，初级分馏器具有许多其它的限制和问题。具体来说，热传递发生两次，即从气体到塔内部的泵唧循环液体然后从该泵唧循环液体到外部冷却设施。这实际上需要对两个热交换系统的投资，并对除热要求两个温差(或差量)，从而降低热效率。
[0011]此外，尽管焦油和汽油料流之间发生分馏，这两种料流通常必须进一步加工。有时，需要对焦油进行汽提以除去轻质组分，而汽油可能需要进行再分馏以达到它的终点规格。
[0012]此外，初级分馏器塔和其泵唧循环回路易于结垢。焦炭在该塔的底部部分聚集并且必须在设备检修过程中最终除去。泵唧循环回路也受结垢影响，从而需要从过滤器中除去焦炭并且定期清理结垢的换热器。塔中的塔板和填料有时受结垢影响，这可能限制设备生产。系统还含有显著存量的可燃液体烃，这从固有安全性观点出发是不合乎需要的。
[0013]因此需要用于冷却热解装置排出物以及除去所得重油和焦油的简化方法，该方法排除对初级分馏器塔及其辅助设备的需要，即使当产生蒸汽裂化瓦斯油时仍如此。
[0014]本发明设法提供处理热解装置排出物、尤其是来自比石脑油更重质的含烃原料的蒸汽裂化的排出物的简化方法。重质原料裂化通常比石脑油裂化更经济有利，但是过去它具有差的能量效率和较高的投资要求的缺点。本发明使由重质原料蒸汽裂化产生的有用热能的回收得到优化而不会使冷却设备结垢。本发明用更简单的能够使用低水平热的设备取代初级分馏器塔及其辅助设备(例如泵唧循环回路)，所述热存在于正被加工以蒸馏液体组分的料流中。
[0015]美国专利4,279,733和4,279,734提出了使用骤冷器、间接换热器和分馏器冷却排出物的裂化方法，所述排出物由蒸汽裂化产生。
[0016]美国专利4,150,716和4,233,137提出了包括预冷区、热回收区和分离区的热回收设备；其中在预冷区中，让由蒸汽裂化产生的排出物与喷射的骤冷油接触。
[0017]Lohr等人的“Steam-cracker Economy Keyed toQuenching”，Oil&Gas Journal，第76卷(第20期)，第63-68页(1978)提出了二阶段骤冷，其包括用输送管线换热器间接骤冷以产生高压蒸汽以及用骤冷油直接骤冷以产生中压蒸汽。
[0018]美国专利5,092,981和5,324,486提出了用于由蒸汽裂化炉产生的排出物的二阶段骤冷方法，其包括：用来迅速冷却炉子排出物和产生高温蒸汽的主输送管线换热器以及用来将炉子排出物冷却到尽可能低到与有效的初级分馏器或骤冷塔性能一致的温度并产生中到低压蒸汽的副输送管线换热器。
[0019]美国专利5,107,921提出了具有不同管直径的多个管程的输送管线换热器。美国专利4,457,364提出了紧密连接的输送管线换热器装置。
[0020]美国专利3,923,921提出了石脑油蒸汽裂化方法，其包括让排出物穿过输送管线换热器以冷却该排出物之后穿过骤冷塔。
[0021]WO 93/12200提出了如下将来自烃热解装置的气态排出物骤冷的方法，让该排出物穿过输送管线换热器，然后用液态水将该排出物骤冷使得当该排出物进入主分离容器时，将该排出物冷却到105℃-130℃的温度，使得重油和焦油冷凝。在该主分离容器中将该冷凝的油和焦油与气态排出物分离并且让剩余的气态排出物流到骤冷塔中，在那里将该排出物的温度降低到该排出物化学稳定的水平。
[0022]EP 205205提出了通过使用具有两个或更多个独立的热交换部分的输送管线换热器冷却流体如裂化反应产物的方法。
[0023]美国专利5,294,347提出在乙烯生产装置中，水骤冷柱冷却离开初级分馏器的气体；并且在许多装置中，不使用初级分馏器以及进给到水骤冷柱的原料直接地来自输送管线换热器。
[0024]JP 2001-40366提出了用水平换热器然后用垂直换热器冷却在高温范围中的混合气体，所述垂直换热器的热交换平面按垂直方向设置。之后通过在下游精炼步骤的蒸馏分离该垂直换热器中冷凝的重质组分。
[0025]WO 00/56841；GB1,390,382；GB1,309,309和美国专利4,444,697；4,446,003；4,121,908；4,150,716；4,233,137；3,923,921；3,907,661和3,959,420提出了用于热裂化气态料流骤冷的各种设备，其中让热气态料流通过其中注入了液体冷却剂(骤冷油)的骤冷管道或骤冷管。
[0026]所有上述美国专利及其它参考文献在此整体地引入作为参考。
发明概述
[0027]在一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油由该排出物成分之间的反应形成；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物通过至少一个气-液分离器，在那里，冷凝的焦油和气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的排出物的至少一部分通过至少一个包括回流入口的精馏器以便引入热解汽油馏分；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f)处理来自步骤(e)的混合气态和液态排出物以至少部分地由其分离出富含液态热解汽油的料流；和(g)让该富含液态热解汽油的料流的至少一部分作为回流液流到该精馏器。
[0028]通常，将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到小于大约371℃(700)的温度，在步骤(c)中冷却到小于大约316℃(600)的温度，和在步骤(e)中冷却到小于大约100℃(220)的温度；例如，将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到大约204-大约316℃(400-600)的温度，在步骤(c)中冷却到大约93-大约232℃(200-450)的温度，和在步骤(e)中冷却到大约15-大约93℃(60-200)的温度；比方说，将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到大约249-大约293℃(480-560)的温度，在步骤(c)中冷却到大约121-大约176℃(250-350)的温度，和在步骤(e)中冷却到大约32-大约88℃(90-190)的温度。
[0029]所述富含液态热解汽油的料流通常具有小于大约66℃(150)的初沸点和超过大约149℃(300)的终沸点，比方说大约177-大约454℃(350-850)的终沸点。
[0030]在一个实施方案中，所述方法的步骤(a)包括让所述排出物通过主换热器，该换热器提供温度至少大约254℃(489)和压力大于大约4240kPa(600psig)，比方说，温度大约254-大约677℃(489-1250)和压力为大约4240-大约17340kPa(600-2500psig)的蒸汽。
[0031]在另一个实施方案中，所述方法的步骤(a)包括让来自所述主换热器的排出物流到副换热器，其中将至少相当大一部分焦油冷凝。
[0032]在又一个实施方案中，所述方法的步骤(a)包括将来自所述主换热器的出口温度维持在其排出物的露点之上。
[0033]在又一个实施方案中，所述方法的步骤(a)至少部分地通过用液体骤冷料流将气态排出物直接骤冷来进行。通常，该液体骤冷料流选自水和油，例如，该液体骤冷料流可以包括来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
[0034]在又一个实施方案中，步骤(a)包括在所述排出物穿过该主换热器之后用骤冷液体直接地接触该气态排出物。通常，骤冷液体选自水和油，例如，该骤冷液体包括来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
[0035]在另一个实施方案中，所述精馏器包括至少一个塔板。
[0036]在又一个实施方案中，所述方法的冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
[0037]在又一个实施方案中，将冷凝焦油的至少一部分再循环到气-液分离器。
[0038]在又一个实施方案中，步骤(a)的气态排出物衍生自石脑油原料的热解。
[0039]在又一个实施方案中，步骤(a)的气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
[0040]在该方法的另一个实施方案中，在馏出物转鼓中将来自步骤(e)的冷却的气态排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离，以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组。
[0041]在该方法的又一个实施方案中，所述富含液态热解汽油的料流与由相应的但不包括步骤(d)的方法制成的相应料流相比具有更低的终点。
[0042]在另一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：(a)让衍生自比石脑油更重质的原料的热解的气态排出物穿过至少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却和产生超高压的蒸汽；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个气-液分离器，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形成的焦油冷凝并与该气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的所述混合气态和液态排出物穿过至少一个精馏器，该精馏器包括选自塔板和填料的蒸馏介质以及用于引入热解汽油馏分的回流入口，在该精馏器中将冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f)处理来自步骤(e)的混合气态和/或液态排出物以至少部分地由其分离出富含液态热解汽油的料流；和(g)让该富含液态热解汽油的料流的至少一部分作为回流液流到该精馏器。
[0043]在又一个方面中，本发明涉及烃裂化设备，包括：(a)用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解排出物可以经由该出口离开该反应器；(b)i)与该反应器出口连接的换热器和ii)该反应器出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于将该气态热解排出物冷却；(c)与(b)连接的且在(b)下游的至少一个气-液分离器，用于将焦油与该气态排出物分离；(d)与该至少一个气-液分离器连接的且在其下游的冷却设备组，用于将该气态排出物进一步冷却；(e)包括至少一个理论阶段的至少一个精馏器，用于接收来自步骤(d)的混合气态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离；(f)至少一个选自冷凝器和水骤冷塔的冷却设备，用于将来自步骤(e)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(g)用于从步骤(f)的气态和/或液态排出物回收富含液态热解汽油的料流的分离器；(h)从步骤(f)和/或(g)的气态排出物回收轻质烯烃的回收设备组；和(i)用于将步骤(g)的富含液态热解汽油的料流的至少一部分再循环到该精馏器的管线。
[0044]在本发明设备的一个实施方案中，所述精馏器包括至少一种蒸馏塔板和/或填料。
[0045]在另一个实施方案中，所述设备包括在所述输送管线换热器下游且在所述气-液分离器上游的一位置处将骤冷油从所述精馏器引入的管线。
[0046]在本发明设备的又一个实施方案中，步骤(g)的所述分离器包括用于接收来自步骤(f)的混合气态和液态排出物的馏出物转鼓，其中冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流。
[0047]在本发明设备的又一个实施方案中，步骤(g)的所述分离器包括用于接收来自水骤冷塔底部流出物的液体的沉降鼓，其中冷凝的热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流。
附图简述
[0048]图1是根据本发明的处理来自瓦斯油原料裂化的气态排出物的方法的示意性流程图。
实施方案的详细描述
[0049]本发明提供来自烃热解反应器的气态排出物料流的低成本处理方法，从而从该料流中除去和回收热和分离C5+烃，以提供分离的热解汽油和瓦斯油馏分(其可以适于用作骤冷油)，以及在该排出物中的所需C2-C4烯烃，而不需要初级分馏器。
[0050]通常，用于本发明方法的排出物通过将在比方说大约40-大约704℃(104-1300)温度范围中沸腾的烃原料(如石脑油或瓦斯油)热解来制备。例如，用于本发明方法的排出物是通过将终沸点大于大约180℃(356)的烃原料(如比石脑油更重质的原料)热解而制备的。这些原料包括在大约177-大约538℃(350-1000)，比方说大约204-大约510℃(400-950)的范围中沸腾的那些。典型的比石脑油更重质的原料可以包括重质冷凝物、瓦斯油、加氢裂化油、煤油、冷凝物、原油和/或原油馏分，例如拔顶油。在热解反应器出口处的气态排出物的温度通常为大约760-大约930℃(1400-1700)，并且本发明提供将所述排出物冷却到所需C2-C4烯烃可以有效压缩的温度的方法，该温度例如小于大约75℃(167)，如小于大约60℃(140)，通常大约20-大约50℃(68-大约122)。
[0051]具体来说，本发明涉及来自重质原料裂化装置的气态排出物的处理方法，该方法包括让该排出物穿过至少一个主换热器(通常是输送管线换热器)，该主换热器能够从该排出物回收热以将其降至结垢开始的温度。如果需要，可以通过蒸汽脱焦、蒸汽/空气脱焦或机械清洁将该换热器周期性地清洁。常规的间接换热器如套管式换热器或壳管式换热器可以用于该设施。该主换热器将工艺料流冷却到大约340-大约650℃(644-1202)，如大约370℃(700)的温度，使用水作为冷却介质和产生超高压蒸汽，压力大于大约900psig，通常，大约900-大约2500psig，例如大约1200-大约1900psig，比方说大约1500psig。
[0052]当离开所述主换热器时，冷却的气态排出物通常仍然在大于该排出物的烃露点(第一滴液体冷凝的温度)的温度下。对于在裂化条件下典型的重质原料，排出物料流的烃露点为大约343-大约649℃(650-1200)，比方说大约399-大约593℃(750-1100)。在该烃露点之上，结垢倾向相对较低，即蒸气相结垢通常不严重，并且不存在可能引起结垢的液体。焦油在大约204-大约343℃(400-650)，比方说，大约232-大约316℃(450-600)的温度下从此类重质原料中冷凝。
[0053]适宜地，也可以提供副换热器(通常是输送管线换热器)，并且该副换热器经操作满足它包括冷到足以将排出物的一部分冷凝并在换热表面处产生液态烃膜的换热表面。该液膜是就地产生的并且优选等于或低于焦油产生的温度，通常在大约190℃-大约315℃(374-599)下，例如在大约230℃(450)下。这通过冷却介质和换热器设计的合适选择而得以确保。因为热传递的主要阻力在主体工艺料流和膜之间，所以该膜可以在比主体料流低得多的温度下。当主体料流被冷却时，该膜有效地保持换热表面被流体材料湿润，从而防止结垢。此种副换热器必须连续地冷却该工艺料流到产生焦油的温度。如果在这之前停止冷却，则结垢很可能发生，原因在于该工艺料流可能仍处于结垢状态。这一副换热器尤其适合于与轻质液体原料(例如石脑油)以及比石脑油更重质的原料一起使用。
[0054]可以对来自蒸汽裂化炉的气态排出物进行直接骤冷，通常在该炉子出口和焦油分离鼓之间的位置进行。可以通过让该换热器排出物与液体骤冷料流接触来进行该骤冷。通常，在换热器下游的位置将骤冷液体引入。适合的骤冷液体包括液体骤冷油，例如通过下游骤冷油分离鼓获得的那些，热解燃料油和水，它们可以从各种适合的来源获得，例如在该工艺中下游获得。
[0055]在穿过换热器和/或直接骤冷之后，将该冷却的排出物供给焦油分离鼓，在那里冷凝的焦油与作为底部流出物的排出物料流分离。如果需要的话，可以将多个分离鼓并联连接，使得单个鼓可以停止使用并且在装置正在操作的同时进行清洁。在该工艺的这一阶段除去的焦油通常具有大约177-大约287℃(350-550)，比方说，至少大约200℃(392)的初沸点。
[0056]进入焦油分离鼓的排出物应该在足够低的温度下，通常在大约190-大约315℃(375-600)下，例如在大约230℃(450)下，以致焦油在该分离鼓中迅速地分离。
[0057]在焦油分离鼓中除去焦油之后，对所述气态排出物料流进行附加的冷却程序，该程序包括让该排出物穿过一个或多个使用本领域的技术人员已知的冷却介质，例如选自锅炉给水、中压蒸汽、稀释蒸汽和低压蒸汽的冷却介质的裂化气体冷却器。在通过裂化气体冷却器冷却到大约121-大约204℃(250-400)，例如大约149℃(300)后的温度，然后将该冷却的排出物送往精馏器(或精馏塔)，其就本发明目的而言可以定义为其中在蒸馏阶段下方引入原料的蒸馏塔。通常，精馏器在高度和直径方面将比初级分馏器塔小得多，例如，以体积计，小50％，比方说，小20％。该精馏器没有使用穿过换热器的循环油的外部泵唧循环区，所述换热器通常与初级分馏器连接。该精馏器包括引入作为回流液的热解汽油馏分的入口，该回流液优选在蒸馏阶段、塔板、填料等的上方引入该精馏器。从顶部到底部，该精馏器可以优选在大约93-大约204℃(200-400)，例如在大约104-149℃(220-300)的温度下操作，以产生作为底部流出物的重质馏分，该馏分可以用作骤冷油并通常具有大约66-大约204℃(150-400)的初沸点。该精馏器通常包括至少一个蒸馏塔板或实际阶段。
[0058]所述精馏塔包括固定数目的实际阶段。该精馏器的进料口通常位于精馏器中实际阶段的下方。回流液(比方说热解汽油)的入口通常位于最高蒸馏塔板或实际阶段的上方。实际阶段的数目可以为大约2-大约20，或大约5-大约15，比方说大约8。本文所使用的术语实际“阶段”和实际“塔板”可互换用来意指本领域技术人员熟知的物理接触装置，例如泡罩板或筛板，在精馏器壳内部用来进行分级蒸馏。
[0059]或者，所述分馏塔可以包括本领域中众所周知的适合的填料，以代替或与第一和最后实际阶段之间的实际阶段一起使用。此类填料包括促进气体/液体密切接触的适合的材料。该气体/液体接触材料可以包括但不限于无规填料和规整填料。它们的实例包括：Gauze，规整填料如Metal Max Pak、Mellapak、Flexipac、Gempak、Goodloe、Sulzer，或无规或堆积填料如马鞍型填料、Intalox鞍型填料、腊希圈、Pall环和Nutter RingsTM。这些及其它类型的适合的气体/液体接触设备在Kister，H.Z.Distillation Design，McGraw-Hill，N.Y.(1992)，6和8章中进行了详细地描述，该文献的公开内容在此引入作为参考。通常，将这些材料填充到大约2ft-大约40ft(大约0.6m-大约12m)，比方说大约4ft-大约20ft(大约1.2m-大约6m)的深度。填料材料的功效与塔板有关，所述塔板在当量高度/理论塔板(HETP)，即质量传递效率的量度方面进行替代或补充。在填充蒸馏塔中，是填料的高度形成了相当于理论塔板的高度的间隔。
[0060]来自所述精馏器的作为塔顶馏出物的气态排出物可以具有大约82-大约149℃(180-300)的温度并且可以经由至少一个间接部分冷凝器导入，以使其温度被冷凝器降到大约37℃(100)的排出物中的C5+组分(例如热解汽油)以及水冷凝。让该排出物经过至少一个间接部分冷凝器适宜地经安排以将该排出物的温度降低到大约20-大约50℃(68-122)，通常大约40℃(100)以使附加的轻质烃冷凝，从而降低烃相的密度和改进热解汽油与水的分离。
[0061]然后在馏出物转鼓中将来自间接部分冷凝器的包含气态馏分和液态热解汽油馏分的所得的排出物分离成气态塔顶馏出物、源自稀释蒸汽的水性馏分和含烃馏分，例如包括热解汽油的C5料流。将包含裂化气的气态塔顶馏出物送往回收设备组以便回收C2-C4烯烃。富含含热解汽油的含烃馏分可以作为产物回收和/或作为回流液再循环到精馏器。或者，可以将取自精馏器的气态排出物送往水骤冷塔，在那里将热解汽油和水冷凝并将气体料流冷却到大约38℃(100)。
[0062]通常，回收的热解汽油馏分具有小于大约150℃(302)的初沸点和超过大约177℃(350)，如大约204℃(400)左右的终沸点。
[0063]现将参照附图中所示的实施例更具体地描述本发明。
[0064]参照图1，在本发明实施例的方法中，将包含重瓦斯油的烃原料100以及稀释蒸汽102供给蒸汽裂化反应器104，在那里将该烃原料加热以引起该原料热分解从而产生更低分子量的烃，如C2-C4烯烃。在该蒸汽裂化反应器中的热解工艺还产生一些焦油和蒸汽裂化瓦斯油。
[0065]离开所述蒸汽裂化炉104的气态热解排出物106最初穿过至少一个主输送管线换热器108，该换热器108将该排出物从大约704-大约927℃(1300-1700)，比方说大约760-大约871℃(1400-1600)，例如大约816℃(1500)的入口温度冷却到大约316-大约927℃(600-1300)，比方说大约371-大约649℃(700-1200)，例如大约593℃(1100)的出口温度。该主换热器108包括进水口110，用于引入压力为大约2172kPa-大约17340kPa(300-2500psig)，比方说大约10450kPa(1500psig)，温度为大约104℃-大约371℃(220-700)，比方说大约121℃-大约343℃(250-650)，例如大约316℃(大约600)的高压锅炉给水。高压饱和蒸汽取自蒸汽出口112。通常，压力与经由进水口110提供的锅炉给水没有显著地变化。在离开主换热器108之后，然后用液体骤冷油或液体水将冷却的排出物料流114骤冷，该液体骤冷油或液体水经由管线119引入到换热器108排出物中以提供补充冷却。然后让经骤冷的换热器排出物120进入至少一个焦油分离鼓122，在那里该排出物分离成底部焦油以及焦炭馏分124和气态馏分126。可以在换热器123中冷却该底部馏分以产生冷却的焦油料流125。
[0066]所述焦油分离鼓气态馏分126穿过一个或多个裂化气体冷却器128，在那里通过间接热传递例如用脱气的锅炉给水作为冷却介质将该馏分冷却到大约121-大约204℃(250-400)，如大约135-177℃(275-350)，例如149℃(300)的温度。气体冷却器还可以用来产生中压蒸汽或低压蒸汽。然后在蒸馏塔板或阶段134下方将冷却的排出物130引入精馏器132。该精馏器使用存在于该排出物料流中的低水平热将热解汽油与更重质烃蒸馏。经由管线136取得作为底部流出物的较重质烃，它可以至少部分地用作骤冷油。将经由管线138取得的包含热解汽油和裂化气的大部分C10和更轻质塔顶馏出物送往采用冷水作为冷却介质的冷凝器140和142，该冷却介质经由管线144在大约27℃(80)的温度下引入，并作为热流146在大约38℃(100)的温度下离开该下游冷凝器142，该热流146被引入上游冷凝器140，并从该冷凝器140作为在大约49℃(120)温度下的热流148取得。在该冷凝器中，将该料流冷却到环境温度附近和将热解汽油冷凝。或者，冷凝器140和142可以被本领域中熟知的水骤冷塔替代。将冷却的料流150送往馏出物转鼓152，其中该料流分离成富含热解汽油的经由管线154作为底部流出物取得的馏分，该馏分可以作为回流液经由管线155送往精馏器到在蒸馏阶段和/或填料上方的入口，或作为产物经由管线156取得。可以将气态塔顶馏分158直接地供给本领域技术人员已知的回收设备组，以便压缩、冷却和分离C2-C4烯烃。
[0067]因此，可以看出本发明的方法具有若干优于现有技术的优点。它需要减少的投资，用精馏器替换更复杂的初级分馏器，同时通过在焦油分离出之后从气体回收有用的热而使回收热的值最大化。可以将热直接地从排出物转移到外部冷却设施，从而避免需要中间热传递料流和相关的换热设备。焦油和焦炭有利地通过本发明方法尽早地在专用容器中除去，从而使结垢最小化和简化焦炭除去。大大地减少该方法的液态烃存量，同时排除泵唧循环泵。消除了泵唧循环换热器的结垢。更小的精馏器比它替代的初级分馏器具有更少的塔板或更少的填料，并且因此具有降低的对结垢的敏感度。
[0068]本发明尤其适合于与产生大量热解汽油和更重质烃的裂化器一起使用。该精馏器使用存在于气体料流中的大部分热将热解汽油与更重质烃蒸馏。相反，使用尾塔将热解汽油与更重质烃分离需要相当大的附加热输入以大部分原料气化和使塔的底部流出物再沸腾。在尾塔的存在下还可能需要汽提蒸汽，以保持温度较低。精馏器提供基本不含重质烃的塔顶馏出物料流，使得它是水骤冷塔或间接冷凝器的适合的原料。
[0069]虽然已经结合某些优选的实施方案描述了本发明，以致可以更完全地理解和领会本发明的各方面，但是不希望将本发明限制到这些特定的实施方案。相反，希望涵盖可以包括在所附权利要求书限定的本发明范围内的所有备选方案、修改和等同物。
Claims (30)
1.来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：
(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油是由所述排出物成分之间的反应形成的；
(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物通过至少一个气-液分离器，在那里，冷凝的焦油和气态排出物分离；
(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；
(d)让来自步骤(c)的排出物的至少一部分通过至少一个包括回流入口的精馏器以便引入热解汽油馏分；
(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(f)处理来自步骤(e)的混合气态和液态排出物以至少部分地由其分离出富含液态热解汽油的料流；和
(g)让该富含液态热解汽油的料流的至少一部分作为回流液流到所述精馏器。
2.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到小于大约371℃(700)的温度，在步骤(c)中冷却到小于大约316℃(600)的温度，和在步骤(e)中冷却到小于大约104℃(220)的温度。
3.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到大约232-大约316℃(450-600)的温度，在步骤(c)中冷却到大约93-大约232℃(200-450)的温度，和在步骤(e)中冷却到大约15-大约93℃(60-200)的温度。
4.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到大约249-大约293℃(480-560)的温度，在步骤(c)中冷却到大约12-大约176℃(250-350)的温度，和在步骤(e)中冷却到大约32-大约88℃(90-190)的温度。
5.上述权利要求中任一项的方法，其中所述富含液态热解汽油的料流具有小于大约66℃(150)的初沸点和超过大约149℃(300)的终沸点。
6.权利要求5的方法，其中所述富含液态热解汽油的料流具有大约177-大约454℃(350-850)的终沸点。
7.上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物通过主输送管线换热器，该换热器提供温度至少大约254℃(489)和压力大于大约4240kPa(600psig)的蒸汽。
8.上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物通过主输送管线换热器，该换热器提供温度大约254-大约677℃(489-1250)和压力大约4240-大约17340kPa(600-2500psig)的蒸汽。
9.权利要求7或8中任一项的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物从该主输送管线换热器流到其中至少相当大一部分所述焦油冷凝的副输送管线换热器。
10.权利要求7至9中任一项的方法，其中步骤(a)包括将所述主输送管线换热器的出口温度维持在其排出物露点之上。
11.上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)至少部分地通过用液体骤冷料流将该气态排出物直接骤冷来进行。
12.权利要求11的方法，其中所述液体骤冷料流选自水和油。
13.权利要求12的方法，其中所述液体骤冷料流包括来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
14.权利要求7至10中任一项的方法，其中步骤(a)包括在所述排出物穿过所述主输送管线换热器之后用骤冷液体直接地接触该气态排出物。
15.权利要求14的方法，其中所述骤冷液体选自水和油。
16.权利要求15的方法，其中所述骤冷液体包括来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
17.上述权利要求中任一项的方法，其中所述精馏器包括至少一个塔板。
18.上述权利要求中任一项的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
19.上述权利要求中任一项的方法，其中将所述冷凝焦油的至少一部分再循环到所述气-液分离器。
20.上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自石脑油原料的热解。
21.上述权利要求中任一项的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
22.上述权利要求中任一项的方法，其中在馏出物转鼓中将来自步骤(e)的冷却的气态排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组。
23.上述权利要求中任一项的方法，其中所述富含液态热解汽油的料流与由相应的但不包括步骤(d)的方法制成的相应料流相比具有更低的终点。
24.来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：
(a)让衍生自比石脑油更重质的原料的热解的气态排出物穿过至少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却并产生超高压的蒸汽；
(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个气-液分离器，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形成的焦油冷凝并与该气态排出物分离；
(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；
(d)让来自步骤(c)的所述混合气态和液态排出物穿过至少一个精馏器，该精馏器包括选自塔板和填料的蒸馏介质以及用于引入热解汽油馏分的回流入口，在该精馏器中将冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；
(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(f)处理来自步骤(e)的混合气态和/或液态排出物以至少部分地由其分离出富含液态热解汽油的料流；和
(g)让该富含液态热解汽油的料流的至少一部分作为回流液流到所述精馏器。
25.烃裂化设备，包括：
(a)用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解排出物可以经由该出口离开该反应器；
(b)i)与该反应器出口连接的换热器和ii)该反应器出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于将该气态热解排出物冷却；
(c)与(b)连接的且在(b)下游的至少一个气-液分离器，用于将焦油与该气态排出物分离；
(d)与该至少一个气-液分离器连接的且在其下游的冷却设备组，用于将该气态排出物进一步冷却；
(e)包括至少一个理论阶段的至少一个精馏器，用于接收来自步骤(d)的混合气态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离；
(f)至少一个选自冷凝器和水骤冷塔的冷却设备，用于将步骤(e)的气态排出物冷却，以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(g)用于从步骤(f)的气态和/或液态排出物回收富含液态热解汽油的料流的分离器；
(h)从步骤(f)和/或(g)的气态排出物回收轻质烯烃的回收设备组；和
(i)用于将步骤(g)的富含液态热解汽油的料流的至少一部分再循环到所述精馏器的管线。
26.权利要求25的设备，其中所述精馏器包括至少一个蒸馏塔板。
27.权利要求25的设备，其中所述精馏器包括填料。
28.权利要求25至27中任一项的设备，其还包括在所述换热器下游且在所述气-液分离器上游的位置处将骤冷油从所述精馏器引入的管线。
29.权利要求25至28中任一项的设备，其中步骤(g)的所述分离器包括用于接收来自步骤(f)的混合气态和液态排出物的馏出物转鼓，其中冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流。
30.权利要求25至28中任一项的设备，其中步骤(g)的所述分离器包括用于接收来自水骤冷塔底部流出物的液体的沉降转鼓，其中冷凝的热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流。
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US11/178,037 | 2005-07-08 | ||
| US11/178,037 US8524070B2 (en) | 2005-07-08 | 2005-07-08 | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
| PCT/US2006/024990 WO2007008404A2 (en) | 2005-07-08 | 2006-06-27 | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN101218325A true CN101218325A (zh) | 2008-07-09 |
| CN101218325B CN101218325B (zh) | 2012-07-25 |
Family
ID=36168435
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN2006800249075A Expired - Fee Related CN101218325B (zh) | 2005-07-08 | 2006-06-27 | 烃热解排出物的加工方法 |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US8524070B2 (zh) |
| EP (1) | EP1931749A2 (zh) |
| CN (1) | CN101218325B (zh) |
| SG (1) | SG162827A1 (zh) |
| WO (1) | WO2007008404A2 (zh) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN112703243A (zh) * | 2018-07-26 | 2021-04-23 | 扬切普科技有限公司 | 从废橡胶材料生产燃料产品 |
| CN113966379A (zh) * | 2019-06-13 | 2022-01-21 | 埃克森美孚化学专利公司 | 从废塑料热解回收轻质烯烃 |
Families Citing this family (14)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US8074973B2 (en) * | 2007-10-02 | 2011-12-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for cooling pyrolysis effluent |
| US8105479B2 (en) * | 2009-06-18 | 2012-01-31 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process and apparatus for upgrading steam cracker tar-containing effluent using steam |
| US20120024749A1 (en) * | 2010-07-30 | 2012-02-02 | Strack Robert D | Method For Processing Hydrocarbon Pyrolysis Effluent |
| WO2012015494A2 (en) | 2010-07-30 | 2012-02-02 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
| US9296955B2 (en) | 2010-09-20 | 2016-03-29 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process and apparatus for co-production of olefins and electric power |
| WO2016053668A1 (en) * | 2014-09-30 | 2016-04-07 | Dow Global Technologies Llc | Process for increasing ethylene and propylene yield from a propylene plant |
| CN104449801B (zh) * | 2014-10-15 | 2016-07-06 | 上海建安化工设计有限公司 | 一种加氢反应的分馏系统清洗方法 |
| ES2762959T3 (es) * | 2016-06-23 | 2020-05-26 | Suez Groupe | Procedimiento para la conversión de plásticos en combustible |
| US9920262B1 (en) * | 2016-11-22 | 2018-03-20 | Rj Lee Group, Inc. | Methods of separation of pyrolysis oils |
| EP3551727B1 (en) | 2016-12-07 | 2021-03-17 | SABIC Global Technologies B.V. | Steam quench performance improvement |
| WO2020163421A1 (en) | 2019-02-07 | 2020-08-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Primary fractionator with reduced fouling |
| CN114341316A (zh) | 2019-07-24 | 2022-04-12 | 埃克森美孚化学专利公司 | 用于分馏热解流出物的方法和系统 |
| CN111320999B (zh) * | 2020-03-13 | 2022-02-01 | 中国科学院过程工程研究所 | 一种分级冷凝与精馏联用的焦油组分分离系统及分离方法 |
| US11746298B2 (en) | 2021-12-20 | 2023-09-05 | Uop Llc | Process for recovering polymer oil |
Family Cites Families (52)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2343192A (en) * | 1942-02-25 | 1944-02-29 | Texas Co | Conversion of hydrocarbon oils |
| US2695264A (en) * | 1950-12-28 | 1954-11-23 | Standard Oil Dev Co | Visbreaking of heavy hydrocarbonaceous materials |
| US2901418A (en) * | 1956-12-03 | 1959-08-25 | Exxon Research Engineering Co | Improved quench oil for high temperature coking of residua |
| US3060116A (en) * | 1959-11-06 | 1962-10-23 | Socony Mobil Oil Co Inc | Combination reforming and cracking process |
| US3529030A (en) * | 1967-04-05 | 1970-09-15 | Chevron Res | Vaporizing and superheating the liquid feed in an isomerization process |
| US3498906A (en) * | 1967-09-29 | 1970-03-03 | Lummus Co | Quench oil recovery system |
| NL6814184A (zh) | 1967-10-07 | 1969-04-09 | ||
| JPS4624681B1 (zh) * | 1968-09-06 | 1971-07-15 | ||
| US3593968A (en) * | 1968-09-26 | 1971-07-20 | Stone & Webster Eng Corp | Rapid cooling for high-temperature gas streams |
| BE760340A (nl) | 1969-12-22 | 1971-06-15 | Shell Int Research | Werkwijze en inrichting voor het afschrikken van onstabiel gas |
| US3676519A (en) * | 1970-01-02 | 1972-07-11 | Lummus Co | Quench process |
| GB1390382A (en) | 1971-03-01 | 1975-04-09 | Exxon Research Engineering Co | Steam-cracking process |
| US3923921A (en) * | 1971-03-01 | 1975-12-02 | Exxon Research Engineering Co | Naphtha steam-cracking quench process |
| US3959420A (en) * | 1972-05-23 | 1976-05-25 | Stone & Webster Engineering Corporation | Direct quench apparatus |
| US3907661A (en) * | 1973-01-29 | 1975-09-23 | Shell Oil Co | Process and apparatus for quenching unstable gas |
| JPS5715634B2 (zh) * | 1975-02-07 | 1982-03-31 | ||
| US4150716A (en) * | 1975-02-07 | 1979-04-24 | Chiyoda Chemical Eng. & Constr. Co. Ltd. | Method of heat recovery from thermally decomposed high temperature hydrocarbon gas |
| DE2617772C2 (de) * | 1976-04-23 | 1986-08-28 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | Vorrichtung zum Abkühlen eines Spaltgasstromes |
| US4107226A (en) * | 1977-10-19 | 1978-08-15 | Pullman Incorporated | Method for quenching cracked gases |
| US4166830A (en) * | 1978-06-21 | 1979-09-04 | Arand John K | Diacritic cracking of hydrocarbon feeds for selective production of ethylene and synthesis gas |
| US4279733A (en) * | 1979-12-21 | 1981-07-21 | Shell Oil Company | Coking prevention |
| CA1145776A (en) | 1979-12-21 | 1983-05-03 | John E. Gwyn | Quench process |
| US4279734A (en) * | 1979-12-21 | 1981-07-21 | Shell Oil Company | Quench Process |
| DE3010000A1 (de) * | 1980-03-15 | 1981-09-24 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur thermischen entkokung von spaltgaskuehlern |
| US4444697A (en) * | 1981-05-18 | 1984-04-24 | Exxon Research & Engineering Co. | Method and apparatus for cooling a cracked gas stream |
| GB2099567B (en) * | 1981-06-02 | 1984-11-21 | British Gas Corp | Heat recovery process and apparatus |
| US4457364A (en) * | 1982-03-18 | 1984-07-03 | Exxon Research & Engineering Co. | Close-coupled transfer line heat exchanger unit |
| US4614229A (en) * | 1983-06-20 | 1986-09-30 | Exxon Research & Engineering Co. | Method and apparatus for efficient recovery of heat from hot gases that tend to foul heat exchanger tubes |
| JPS60115687A (ja) * | 1983-11-28 | 1985-06-22 | Mitsubishi Heavy Ind Ltd | タ−ル含有高温ガスの熱回収方法 |
| US4520760A (en) * | 1984-04-23 | 1985-06-04 | Combustion Engineering, Inc. | Heat exchanger outlet arrangement |
| US4581899A (en) * | 1984-07-09 | 1986-04-15 | Texaco Inc. | Synthesis gas generation with prevention of deposit formation in exit lines |
| NL8501514A (nl) | 1985-05-28 | 1986-12-16 | Dow Chemical Nederland | Overdrachts-leiding-warmteuitwisselaar. |
| US5092981A (en) * | 1986-02-19 | 1992-03-03 | Gaetano Russo | Process for quenching hydrocarbon cracking apparatus effluent |
| US5324486A (en) * | 1986-02-02 | 1994-06-28 | Gaetano Russo | Hydrocarbon cracking apparatus |
| DE3734216C1 (de) * | 1987-10-09 | 1988-12-08 | Schmidt Sche Heissdampf | Waermetauscheranlage |
| US5107921A (en) * | 1989-05-19 | 1992-04-28 | Tsai Frank W | Multi-mode heat exchanger |
| FR2647804A1 (fr) * | 1989-06-05 | 1990-12-07 | Procedes Petroliers Petrochim | Procede et installation de vapocraquage d'hydrocarbures |
| US5756055A (en) * | 1989-07-31 | 1998-05-26 | Uop | Two phase fluid heat exhange |
| US5147511A (en) * | 1990-11-29 | 1992-09-15 | Stone & Webster Engineering Corp. | Apparatus for pyrolysis of hydrocarbons |
| US5271827A (en) * | 1990-11-29 | 1993-12-21 | Stone & Webster Engineering Corp. | Process for pyrolysis of hydrocarbons |
| AU3151793A (en) | 1991-12-11 | 1993-07-19 | Exxon Chemical Patents Inc. | Method for simplifying quench and tar removal facilities in steam crackers |
| US5294347A (en) * | 1992-12-16 | 1994-03-15 | Nalco Chemical Company | Dispersion polymers for ethylene quench water clarification |
| DE4445687A1 (de) * | 1994-12-21 | 1996-06-27 | Borsig Babcock Ag | Wärmetauscher zum Kühlen von Spaltgas |
| AU7126496A (en) | 1995-10-04 | 1997-04-28 | Fls Automation A/S | Method and device for preventing formation of deposits in pipe systems |
| FR2750138B1 (fr) * | 1996-06-25 | 1998-08-07 | Inst Francais Du Petrole | Procede et dispositif de vapocraquage comprenant l'injection de particules en amont d'un echangeur de trempe secondaire |
| US5690168A (en) * | 1996-11-04 | 1997-11-25 | The M. W. Kellogg Company | Quench exchanger |
| RU2124039C1 (ru) | 1998-02-27 | 1998-12-27 | Товарищество с ограниченной ответственностью "Научно-производственная фирма "Пальна" | Способ получения низших олефинов, реактор для пиролиза углеводородов и аппарат для закалки газов пиролиза |
| DE19833004A1 (de) * | 1998-07-22 | 2000-01-27 | Borsig Gmbh | Wärmetauscher zum Kühlen eines heißen Prozeßgases |
| FR2786779B1 (fr) * | 1998-12-04 | 2001-04-20 | Inst Francais Du Petrole | Procede de pyrolyse thermique d'une charge contenant de l'ethane |
| RU2232788C2 (ru) | 1999-03-24 | 2004-07-20 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. | Устройство для закалки потока горячего газа |
| JP2001040366A (ja) | 1999-05-27 | 2001-02-13 | Mitsubishi Chemicals Corp | 混合ガスの冷却方法 |
| FR2826594B1 (fr) * | 2001-07-02 | 2003-09-26 | Inst Francais Du Petrole | Boite de contact, de melange et de trempe de fluides comportant au moins une sortie annulaire peripherique et enceinte reactionnelle de forme allongee le long d'un axe comprenant ladite boite |
-
2005
- 2005-07-08 US US11/178,037 patent/US8524070B2/en not_active Expired - Fee Related
-
2006
- 2006-06-27 CN CN2006800249075A patent/CN101218325B/zh not_active Expired - Fee Related
- 2006-06-27 WO PCT/US2006/024990 patent/WO2007008404A2/en active Application Filing
- 2006-06-27 SG SG201004531-8A patent/SG162827A1/en unknown
- 2006-06-27 EP EP06785655A patent/EP1931749A2/en not_active Withdrawn
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN112703243A (zh) * | 2018-07-26 | 2021-04-23 | 扬切普科技有限公司 | 从废橡胶材料生产燃料产品 |
| CN113966379A (zh) * | 2019-06-13 | 2022-01-21 | 埃克森美孚化学专利公司 | 从废塑料热解回收轻质烯烃 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| EP1931749A2 (en) | 2008-06-18 |
| CN101218325B (zh) | 2012-07-25 |
| US8524070B2 (en) | 2013-09-03 |
| US20070007174A1 (en) | 2007-01-11 |
| WO2007008404A2 (en) | 2007-01-18 |
| SG162827A1 (en) | 2010-07-29 |
| WO2007008404A3 (en) | 2007-03-08 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101218325B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218321B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218324B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| US7172686B1 (en) | Method of increasing distillates yield in crude oil distillation | |
| CN101218320B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN1957067B (zh) | 为减轻闪蒸/分离容器中结垢利用部分冷凝来自汽/液分离的汽相而裂化含残油的烃原料 | |
| CN101218323B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| EP1934307B1 (en) | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent | |
| KR20070116074A (ko) | 폐유로부터 윤활 기유를 생성하는 방법 | |
| WO2009088413A1 (en) | Olefin production utilizing whole crude oil/condensate feedstock with a partitioned vaporization unit | |
| KR20190130661A (ko) | 화학물질에 대한 원유의 통합된 열분해 및 수첨분해 장치 | |
| US9127209B2 (en) | Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with stripper columns | |
| KR20080055738A (ko) | 열분해로 유출물에 대한 수냉 기구 | |
| CN101218322B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN106062139B (zh) | 用于加热原油的方法 | |
| RU2786677C1 (ru) | Способ преобразования сырых нефтей и конденсатов в химические продукты с использованием комбинации добавления водорода и удаления углерода | |
| US8911693B2 (en) | Process and apparatus for recovering hydroprocessed hydrocarbons with single product fractionation column | |
| CN111601870A (zh) | 用于通过真空分离回收加氢裂化流出物的方法和装置 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20120725 |