CN101400766A - 利用两个气液分离器由重质烃原料生产低级烯烃的改进方法 - Google Patents

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Abstract

一种由重质烃原料生产低级烯烃的方法，所述方法组合使用两个气液分离装置，和然后将重质烃原料的轻质馏分热解裂解，由此生产低级烯烃产物。

Description

利用两个气液分离器由重质烃原料生产低级烯烃的改进方法
技术领域
本发明涉及处理重质烃原料以生产低级烯烃。
背景技术
生产低级烯烃的常见方法是通过将包含烃例如乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、和原油馏分例如石脑油和瓦斯油的饱和烃原料热解裂解。低级烯烃的生产者一直在寻找可以通过热解裂解工艺经济地升级为低级烯烃的成本更低的烃原料。被考虑用于转化为低级烯烃产品的更低成本材料是包含高沸点或不可气化的焦炭前体的任何石蜡烃材料，例如原油和原油馏分如石油渣油。尽管原油和石油渣油从成本的角度是有吸引力的，但是它们不是用于热解裂解的好的原料，因为它们在常规的热解裂解炉的对流段内不能完全地气化。
原油和包含沥青的原油馏分的热解的最新进展如美国专利6,632,351中所示。在′351方法中，将原油原料或包含沥青的原油馏分直接进料到热解炉中。所述方法包括将原油或包含沥青的原油馏分进料到对流段内的第一阶段预热器中，其中原油或包含沥青的原油馏分在第一阶段预热器内被加热到至少375℃的出口温度，以产生加热的气液混合物。将该混合物从第一阶段预热器抽出，加入蒸汽，并且将气液混合物进料到气液分离器，随后在气液分离器中使气体与液体分离并且将其除去，和将除去的气体进料到在对流段中提供的第二预热器中。然后将预热的气体引入到热解炉中的辐射段，并且热解为烯烃和相关的副产物。尽管这是对总的工艺方法的改进，但是，由于提高在其中发生热解的炉子辐射段的烃气体进料流量所需的提高的分离温度引起对流段和气液分离器中的焦炭形成，在实现更有价值产品的更高收率方面仍有局限性。
美国专利4,264,432公开了在热裂解为烯烃之前通过在第一混合器中用蒸汽闪蒸、将蒸气过热、和在第二混合器中闪蒸来自第一混合器的液体而使重瓦斯油气化的方法和系统。这种方法显然只涉及在重油热解裂解之前气化具有约1005°终馏点的重瓦斯油，而不涉及从否则不可接受的具有不希望的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的原料产生可接受的热解原料。
需要改进的方法来允许经济地处理重质烃原料，从而以更高的收率生产低级烯烃，而不引起对流段或气液分离设备中的不可接受的结垢或结焦。
发明内容
本发明涉及使一部分重质原料热解以便提供用于生产烯烃的更为经济有吸引力的原料的方法。这是通过首先将包含不希望的在一般的热解炉的对流段条件下不能完全气化的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的所述原料中的未气化部分分离而实现的。要求保护的方法包括：
a)将原料进料到在热解炉的对流段中提供的第一阶段预热器中，和在所述第一阶段预热器中加热所述原料以产生加热的气液混合物，
b)将加热的气液混合物从第一阶段预热器抽出并且在第一气液分离器中将其与高温蒸汽合并，
c)在第一气液分离器中将气体与液体分离并将其除去，将气体在所述对流段中提供的气相过热器中加热到约450-700℃的温度，将全部或大部分(一般为大于60体积％)的加热气体进料到第二气液分离器中，和将剩余部分进料到热解炉的辐射段中并将气体热解以产生烯烃和其它热解产物，
d)将液体从第一气液分离器抽出，和通过将除去的液体与(i)来自第一气液分离器的经过在对流段的所述过热器中进一步加热的大部分蒸气和任选的(ii)另外的过热蒸汽合并而将除去的液体加热到约425-约510℃的温度，和将合并的物流进料到第二气液分离器中，
e)在第二气液分离器中将标准沸点低于590℃的气体组分与液体馏分分离并将其除去，将除去的气体进料到热解炉的辐射段并且使气体热解，以产生烯烃和其它热解产物，和
f)从第二气液分离器中除去剩余液体馏分。
对于一些应用，只需要一个分离器(例如旋风分离器)，如美国专利6,632,351和5,580,443中公开和要求保护的。
例如对于包含沥青的轻质原料，例如非常轻质的原油或黑色凝析油，因为只需要相对低的旋风分离器温度(经常低于370℃)就可以使原料几乎完全地气化，所以只需要单个旋风分离器。此外，重要的是要认识到，即使对于更重质的原料，例如一般的原油和减压或常压渣油，如果可以容易地得到非常高温的稀释蒸汽，则只需要一个旋风分离器，以避免对流段中的高原料温度，因为原料只在对流段外部通过与高温蒸汽混合而加热到可能形成焦炭的温度。本发明的双旋风分离器方案特别有用的设计是其中不容易得到非常高温的稀释蒸汽的情况，或者有通过将原料与非常高温的稀释蒸汽混合产生的结焦问题或者稀释蒸汽的量受限的情况。在这些情况中，有利的是使用两个旋风分离器以避免在对流段中将原料加热到非常高的温度，使得可以实现充分高的旋风分离器温度，用于在旋风分离器中使期望的烃的气化最大化。实质上，在对流段中加热来源于第一旋风分离器的蒸气所产生的过热蒸气被用于代替稀释蒸汽，或者用于补充稀释蒸汽。
一般地，为了实现商业上可接受的热解炉投入运行时间，不能将包含沥青的宽沸程烃原料例如黑色凝析油、原油和渣油(例如常压渣油或减压渣油)不经首先除去沥青馏分而直接在热解炉中裂解。通过在热解炉的对流段中并入一个或多个高效旋风分离器，可以将包含沥青的原料不经事先分馏而直接进料到炉子中，旋风分离器用于除去沥青馏分或用于从原料“除去高沸点馏分”。从一般的石蜡烃原料除去的沥青物流中硫、金属和氮的含量相对低，并且可以直接进料到渣油FCC单元或炼焦设备，或者可以用作燃油混合组分使用。
热解炉的对流段特别适合使用旋风分离器从其原料除去高沸点馏分，这是因为高的原料温度和大量的高温蒸汽通常用于使对流段中的重质原料气化，并且高的蒸汽/原料比有助于减少辐射段中的结焦。并入旋风分离器不必须需要在对流段中安装另外的传热表面或使用另外的蒸气使原料气化。高的原料温度和加入大量蒸汽(其通常是乙烯裂解炉工艺的一部分)可用于实现足以将沥青分离的原料气化，切割点高达～1100-1200℉(593-649℃)和更高。此外，通过并入两个与中间加热串联的旋风分离器，可以得到非常高的沥青分离温度(超过950℉(510℃))，而不在对流管组的管中将包含沥青的液体馏分加热到超过通常用于原油蒸馏单元进料加热器的温度。
另外，本发明的方法比建造用于从包含沥青的原料除去高沸点馏分以回收有价值的烃用于热解的另外的蒸馏装置廉价得多和更加能量有效。使用两个旋风分离器并且中间加热来自第一旋风分离器的蒸气还具有额外的优点，即能够减少加热原料所需的稀释蒸汽的量。
附图说明
图1是表示本发明方法的优选实施方案的生产流程的示意图，所述生产流程利用两个气液分离器和一个裂解炉，用于加热重质烃原料和用于将在第一气液分离器中气化的原料的轻质馏分热解。
图2是用于本发明的气液分离器的正视图。
图3是现有技术采用单个气液分离器的示意图。
具体实施方式
重质烃原料(即包含不希望的在对流段条件下不能完全气化的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的烃原料)可包括多种重质烃类。本文中使用的“沥青”包括存在于包含焦炭前体或成垢物的原料中的石油沥青和所有其它高沸点重质馏分。适合的原料的实例包括但不限于常压渣油和减压渣油、得自炼油厂工艺的重质烃物流、真空瓦斯油、重瓦斯油、和原油中的一种或多种。其它实例包括但不限于脱沥青油；衍生自焦油砂矿、油页岩和煤的油；和合成烃，例如SMDS(壳牌中间馏分合成法)的重质馏分、GTL(气体至液体)重质馏分、重质石蜡合成产品、费托产物和加氢裂解油。
下面参考图1作为本发明的例示描述本发明。应该理解，本发明的范围可以在每个描述的工艺步骤之间或工艺步骤内所述的来源和目的地之间包括任何数量和类型的工艺步骤。为烯烃裂解炉10进料脱盐的原油或包含沥青的原油馏分11，进入对流段A的第一阶段预热器12。
对流段中的第一阶段预热器12典型地是管组，其中管中的内容物主要由通过从热解炉的辐射段排出的燃烧气体的对流热传递来加热。在一个实施方案中，随着原油和/或常压渣油原料通过第一阶段预热器12，其被加热到促进原料气化而将焦炭前体留在液态中的温度。我们发现，使用原油和/或常压渣油原料，期望将原油和/或常压渣油馏分完全地气化而不促进第一阶段预热器中的结焦。如本文中使用的，结焦意味着由各种形式的含碳固体(包括焦油、焦炭和炭)的沉积所导致的结垢。保持加热管壁上为湿的表面明显减少第一阶段预热器管中的结焦现象。只要以足够的液体线速度润湿加热表面，则这些表面的结焦得到抑制。
结焦的进一步抑制是通过限制促进结焦的液体馏分与之接触的加热表面和所有其它表面的温度来实现的。在对流段的第一阶段预热器中加热原油和/或常压渣油原料以避免可能导致促进加热表面上焦炭沉积的加热表面温度的最佳温度取决于具体的原油和/或常压渣油原料组成、第一阶段预热器中原料的压力、和气液分离器的性能和操作。在本发明的一个实施方案中，原油和/或常压渣油原料在第一阶段预热器中加热到至少300℃的出口温度，更优选加热到至少375℃的出口温度。在其它实施方案中，来自第一阶段预热器的原料的出口温度为约375℃-约525℃。认识到在第一阶段预热器管内原油和/或常压渣油原料的温度连续变化，通常是随着原油和/或常压渣油流过管子而升高，直到其离开第一阶段预热器的温度，期望测量对流段的第一阶段预热器的出口孔温度。调节管径、压力和温度，使得在气化过程中产生环状流动区域，从而保持管壁是润湿的。
对于第一阶段预热器12内的压力没有特别限制。第一阶段预热器内的压力通常为50-400磅/平方英寸，更优选为约60-180磅/平方英寸。
为了进一步抑制焦炭的产生和沉积，特别是在炉子辐射段内的焦炭产生和沉积，并且为了有助于炉子对流段中液体原料的气化，将稀释气体进料到炉子中，最通常是进料到被并入热解炉对流段的原料加热段和气化段的一个或多个部分中。在此处描述的实施方案中，稀释气体的原料为在进入第一阶段预热器的注入点为蒸气的物流。可以使用促进原油和/或常压渣油原料气化的任何气体。外部注入稀释气体原料还有助于建立和保持原料通过管的流动区域，由此使得管子保持润湿和避免层流。稀释气体的实例是稀释蒸汽、甲烷、氮气、氢气和天然气。为了进一步帮助原料气化，稀释气体可以用典型的轻质热解炉原料例如乙烷、丙烷、精炼厂废气、和气化的汽油或石脑油补充。优选地，稀释气体是稀释蒸汽。有可能使用低温蒸汽(是指温度最低为149℃(或300℉)的蒸汽，其可能是或不是过热蒸汽)或者如果没有蒸汽可用时使用水。加入的稀释蒸汽或水的量可以广泛地变化。
在本发明任选但是优选的实施方案中，稀释蒸汽的进料13可以在气液混合物离开第一阶段预热器之前的任一点加入到第一阶段预热器中的原油和/或常压渣油原料中，但是优选在刚好在其中开始最初汽化之前的预热器管中的位置加入，以便保证在预热器中迅速地获得环状流动区域。在更优选的实施方案中，稀释蒸汽还在热解炉外部紧邻第一阶段预热器下游的点加入到第一阶段预热器的原油和/或常压渣油原料中。此外，尽管喷嘴不是必需的，但是优选使用混合喷嘴42将蒸汽和原料混合。还优选将另外量的过热稀释蒸汽13A加入到第一阶段气液分离器20的蒸气出口，以便保证流到下游对流段管组的蒸气总是高于其露点和在连接分离器的蒸气出口与下游管组的管壁上不会发生焦油冷凝。
稀释气体的温度至少为足以保持物流为气态。对于稀释蒸汽，优选将其以高于在注入点测量的原油和/或常压渣油原料温度的温度加入，以保证稀释气体不会冷凝，更优选比注入点的原油和/或常压渣油原料温度高至少25℃。对于稀释气体的压力没有特别限制，但是优选足以允许在宽的原料流量范围内进行注入。加入到原油和/或常压渣油原料的典型的稀释气体压力为70-400磅/平方英寸(4.8-27.6巴)。
期望将稀释蒸汽以相对于被进料到辐射段的每千克烃原料最高为约0.5-1.0千克蒸汽的量加入到第一阶段预热器和/或其下游，尽管可使用更高的比例。优选地，蒸汽的量相对于每千克烃原料不应低于0.25千克蒸汽。
可以通过控制原料入口温度、加入的任选的稀释蒸汽的量、和任选的被加入到在第一阶段预热器12中的原油和/或常压渣油原料中的过热稀释蒸汽的温度来调节第一预热器内的气液混合物中气化组分的百分比。
一旦原油和/或常压渣油原料已经被加热以产生气液混合物，通过管线14将其从第一阶段预热器抽出到混合喷嘴42，然后到气液分离器20。气液分离器除去原油和/或常压渣油原料的未气化部分，将其抽出并与原油和/或常压渣油原料的气化气体分离。气液分离器可以是任何分离器，包括旋风分离器、离心机、或通常用于重油加工的分馏装置。气液分离器可以设置为接受侧线进料，其中蒸气从分离器顶部离开和液体从分离器底部离开，或者接受顶部进料，其中产品气体从分离器的侧线离开，如图2中所示。
气液分离器操作温度足以保持气液混合物的温度在375-525℃的范围内，优选在400-500℃的范围内。可以通过任何方式调节气液温度，包括调节来自炉子的原料的温度、使用外置换热器和/或提高加入其中的稀释蒸汽的温度和/或流量。在优选实施方案中，气液分离器描述在美国专利6,376,732和6,632,351中，其公开内容被并入本文作为参考。
在优选实施方案中，然后将来自第一气液分离器20的气化气体进料到热解炉对流段中的蒸汽过热器32，以便使所述物流的温度从典型的约427℃的温度提高到不超过677℃的最高温度。离开过热器的物流即物流34的一部分(在图1中表示为物流17)可被送往第二阶段预热器21以便被热解为烯烃，和用于第二气液分离器的温度控制。离开过热器的物流的主要部分通过管线36和37送往第二气液分离器35。如果期望，还可以通过管线45向离开过热器的物流中加入少量的蒸汽。使蒸气的主要部分与来自旋风分离器20的液体15在混合喷嘴40中混合。可使用任何混合喷嘴，但是优选使用在美国专利6,626,424描述的混合喷嘴。
第二气液分离器可与第一气液分离器相似，即其也可以是旋风分离器。由于第二气液分离器的目的是从气液混合物中除去标准沸点低于590℃(或取决于原料类型甚至更高的沸点)的组分而同时使设备结垢的可能性最小化，期望迅速地降低离开第二气液分离器的液体的温度。因此，使用淬冷物流来迅速地降低离开第二气液分离器的液体的温度并对其进行控制。尽管可以使用任何类型的容器来接收来自第二气液分离器的液体，但是优选为所述目的使用位于第二气液分离器下方的立式的罐44，和优选控制这个罐的温度在大约320℃，通常认为所述温度为不会发生显著量热裂解的温度。另外，第二气液分离器可以设计为具有蒸气顶部出口和液体底部出口的侧线进料旋风分离器，并且其可以包含用于接收液体的底室，从而不再需要单独的容器用于接收沥青。在优选实施方案中，通过将第二旋风分离器下方的罐中所包含的液体的一部分抽出、将其冷却并且将其再循环到罐中而产生淬冷物流(未示出)。通过喷射环将冷却的再循环液体引入到液面上方的罐顶部来实现快速淬冷。还可以通过刚好浸没在液面下的分配环将冷却的再循环液体引回罐中。通过将小流量的过热稀释蒸汽43注入到喷射环上方的罐顶部部分以形成罐和旋风分离器之间的蒸气屏障，阻止来自上方旋风分离器的热蒸气进入罐并冷凝在320℃液体上。
来自第二气液分离器的液体产物39一般被进料到残渣FCC单元或炼焦设备，或者作为燃油混合组分使用。
具有第二气液分离器的优点在于能够在适度的出口温度(375℃或甚至更低)下操作第一阶段预热器并避免其中任何明显的焦炭形成。重要的额外优点是离开第一气液分离器的原料的气化部分在第二气液分离器中被容易地回收，并且其与注入到炉子对流段中的几乎全部稀释蒸汽一起用作上升气体以促进标准沸点低于590℃的组分从离开第一旋风分离器的液体中气化。被送往第二气液分离器的来自过热器的加热气体部分为加热气体的60-100体积％，被送往第二阶段预热器的加热气体部分为0-40体积％。上升气体通过降低液相中组分在蒸气相中的分压而促进其气化并且由此允许它们以与降低单组分液体的压力而使其在较低温度沸腾大体上相同的方式在较低的温度气化。通过使上升气体的量最大化，所需的第二气液分离器的操作温度被最小化，并且因此在第二气液分离器中形成焦炭的可能性也被最小化。具有两个气液分离器的另外的优点在于其允许离开第一气分离器的蒸气在对流段中被独立地过热到宽范围的温度，从而允许能够在第二气液分离器中实现足够高的温度，以便从离开第一气液分离器的液体回收大部分沸点低于590℃的原料组分。
因为第二气液分离器的目的是通过使用大量的上升气体除去气化的轻质产物，即标准沸点低于590℃的产物，所以可以保持第二气液分离器的温度典型地比590℃低得多，例如480℃或更低。当第一气液分离器在375-400℃操作时，第二气液分离器可在460-480℃操作。第二气液分离器的操作范围典型地为约460℃到最高500℃，优选较低的温度以使设备的焦炭沉积或结垢最小化。
被加热的蒸汽/气体混合物通过管线38离开第二气液分离器并且通过加入少量稀释蒸汽41而被过热。然后混合物被进料到第二阶段预热器21并且随着其流过被来自炉子辐射段的燃烧气体加热的管子而在第二阶段预热器中被加热。在第二阶段预热器21中，过热蒸汽-气体混合物被充分预热到接近或者刚好低于会在预热器中发生显著的原料裂解和伴随的焦炭沉积的温度。混合的原料随后通过烯烃热解炉的管线22流到辐射段B，在其中气态烃类被热解为烯烃和相关的副产品，其通过管线23离开炉子。辐射段B的典型的进口温度为高于537℃，和出口的温度至少为732℃，更优选至少为760℃，并且最优选为760-860℃，以促进长链和短链分子裂解为低分子量烯烃，即碳数为2-4的烯烃。烯烃热解炉的产物包括但不限于乙烯、丙烯、丁二烯、苯、氢气、和甲烷、以及其它相关的烯烃类、链烷类和芳族产物。乙烯是主要的产物，典型地为气化原料重量的15-30重量％。
本发明的方法通过连续润湿第一阶段预热器内的加热表面和气液分离器及第二阶段预热器上游的相关设备内的表面来抑制气液分离器20和35和第一阶段预热器21内的焦炭形成。
热解裂解炉10限定了热解裂解段(炉子辐射段)并且提供了将原料的气化馏分的烃热解裂解的装置，由此得到富含更低分子量烯烃(例如乙烯、丙烯和丁二烯)的产物。富含低级烯烃的产物经管道23通过热解裂解炉10。如上所述，热解裂解产物包括低级烯烃，而且包括其它衍生物。
作为此处所用的这些术语，轻质馏分包括可以适当地用作能够使液态烃原料气化并且热解裂解的传统热解裂解炉的原料的那些烃类化合物。这些烃类化合物通常是标准沸点(即在1.0巴的沸点)低于590℃、更优选低于537℃并且在第一阶段预热器的进口所需的正常原料压力下为液体的那些烃。直接通过原油分馏衍生的原料和主要包含较低标准沸点组分的原料通常性质上是更加链烷的，并且倾向于是比衍生自包含更高标准沸点组分的原油的更重质原料更好的用于热解裂解炉的烃原料，其具有更高的低级烯烃收率。此外，具有更低标准沸点的这些原料可以容易地在常规设计的热解炉中处理。
热解炉可以是操作用于生产低分子量烯烃的任何类型的常规烯烃热解炉，特别包括管状的蒸汽裂解炉。热解炉对流段内的管子可作为平行管组排列，或者管子可以布置为原料单程通过对流段。在进口处，原料可以在若干原料通道中分流，每个原料通道由用U形弯头相互连接的多个直管组成，或者原料可以进料到由用U形弯头相互连接的多个直管组成的单个原料通道中，并且所有的原料通过所述原料通道从第一阶段预热器的进口流到出口。优选地，第一阶段预热器由设置在热解炉对流段中的一个或多个单程通过的管组组成。第二阶段预热器也可以是单程通过或多程通过的管组，但是优选是多程通过的管组，使得其压降减小，并且使通过所述管组的烃的停留时间最小化。在这个优选实施方案中，用于加热和气化原料的对流段包括所有原油和/或常压渣油原料从中流过的具有一个或多个管组的单程通道和用于过热要在辐射段热解的原料部分的多程通过管组。另外，单独的过热用管组用于加热来自第一气液分离器的蒸气。在每个管组内，管子可以布置为盘管或在一排内的蛇管型布置，并且每个管组可具有几排管子。
为了进一步使第一阶段预热器的管子中和进一步的下游管子(例如通向气液分离器的管子)中的结焦最小化，应该选择原油和/或常压渣油原料物流的线速度，以缩短液体在高温下的停留时间，因为更长的停留时间促进被加热的壁表面上的焦炭形成。适宜的线速度还促进形成均匀地润湿管表面的薄液层，并在管壁上提供充分的剪切力，以防止焦炭沉积或使其最小化。尽管原油和/或常压渣油原料通过第一阶段预热器的管子的更高线速度降低焦炭形成和沉积的速率，但是对于特定的原料存在有线速度的最佳范围，考虑到泵送原料的额外能量要求和管子容纳比最佳速度范围更高的速度所需的尺寸要求，超过这个最佳范围时，焦炭减少的有利程度开始降低。
将原油和/或常压渣油原料进料到第一阶段预热器的一种方法是使用任何常规的泵送机构。在本发明的优选实施方案中，在进料泵的下游并且进入第一阶段预热器之前、或者在第一阶段预热器内的期望的任一点，通过向原料中注入少量液态水来提高原油和/或常压渣油原料的线速度。随着原油和/或常压渣油原料中的液态水气化，原料通过管子的速度提高。为了实现这种效果，只需要小量的水，例如基于通过第一阶段预热器管子的原料重量为0.25重量％或更少的水，但是可以使用更大的量。
在许多商用的烯烃热解炉中，辐射段的管子积聚大量的焦炭，需要每3-5周进行一次这些管子的除焦操作。本发明的方法提供在热解炉中预热和裂解原油和/或常压渣油原料，而无需比否则必须关闭炉子以便进行辐射段的管子的除焦处理更经常地关闭炉子来进行对流段设备的除焦操作。通过本发明的方法，对流段运转时间至少与辐射段的运转时间同样长。
在本发明的另一个实施方案中，以根据需要的频率定期对对流段的管子进行除焦，其在任何情况中都不会比辐射段除焦的频率更频繁。优选地，对流段以比辐射段除焦时间表长至少5倍的频率除焦，更优选长至少6到9倍。炉子的对流段和辐射段中管子的除焦可以通过包括阀和管子以允许第一阶段预热器的出口被引导到第二阶段预热器中和通过使蒸汽和空气流入第一阶段预热器而同时进行。被加热的蒸汽-空气混合物会从第二阶段预热器流到炉子辐射段并且将其与第一和第二阶段预热器一起除焦。
在此处所述的实施方案中，有一个稀释蒸汽的物流在单独的加热管组中进入对流段，优选在第一和第二阶段预热器之间，由此过热稀释蒸汽的物流到约450-700℃的温度，但是可能使用更高的温度。优选过热稀释蒸汽，以有助于重质原料的汽化，其中第一阶段预热器中的气化温度受到使第一阶段预热器中焦炭沉积最小化或防止焦炭沉积所要求的最大管壁温度的限制。
在本发明的又一个实施方案中，通过混合喷嘴42或用于在混合点促进管壁的均匀液体润湿的装置将过热稀释蒸汽加入到第一阶段预热器管中和/或加入到对流段的第一阶段预热器的出口点和下游的气液分离器之间。
参考图2，优选的气液分离器20包括容器，其具有壁20a、用于接收进来的气液混合物14的进口14a、用于引导蒸气相16的蒸气出口16a、和用于引导液相15的液体出口15a。与进口14a临近隔开的是轮轴25，其具有沿轮轴25的圆周间隔开的多个叶片25a，优选靠近最接近进口14a的末端。进来的气液混合物14通过喷溅在轮轴25近端上得到分散，特别地，通过叶片25a朝向气液分离器20的壁20a向外推动混合物14的液相15的一部分，从而保持壁20a被液体充分润湿并且降低(如果不是防止)壁20a内部的任何结焦速率。同样地，通过由于将与轮轴25表面接触的液体15输送到壁20a内部的力不足而从轮轴25外表面流下的液层而保持轮轴25的外表面为完全润湿的状况。裙部25b围绕轮轴25的远端并且通过将液体置于涡流蒸气中而有助于迫使从轮轴25的外表面向下输送的所有液体朝向壁20a的内部。气液分离器20的上部在进口14a和轮轴25之间的20b处是填满的，以有助于随着气液混合物14进入气液分离器20而润湿壁20a的内部。随着液体15向下输送，其保持壁20a和轮轴25得到洗涤并且减少(如果不是防止)在它们的表面上形成焦炭。液体15继续落下并且通过液体出口15a离开气液分离器20。在蒸气出口管16a下方提供一对入口喷嘴26，用于提供淬冷油用于冷却收集的液体15和通过确保喷嘴下方的表面被液体充分淋洗而减少下游的焦炭形成，所述淬冷油典型地为已经被冷却到非反应性温度的再循环的热裂解沥青。在将该旋风分离器设计应用于包含两个气液分离器的优选的工艺实施方案时，只在第二旋风分离器中使用喷嘴26。它们不用于这种设计的第一旋风分离器，这是因为它们会使沥青再次再循环通过第二旋风分离器，将其再次加热至高温并且可能使其变得不稳定。蒸气相16在其最高点16c进入蒸气出口导管，在出口16a排出。裙部16b围绕蒸气导管16的入口16c，并且有助于使任何液体15向外朝向分离器壁20a偏转。
轮轴25延伸到叶片25a下方的距离是以对液滴移动通过轮轴25的一半以上路径之前被捕集的液滴尺寸的估算来选择的。大量液体15从轮轴25流下(基于使用空气/水模型的观察结果)并且轮轴25上‘裙部’25b的存在会在叶片25a下方将液滴引导入蒸气相，并且由于随着蒸气16移到出口管16a的持续涡流而在轮轴25的裙部25b下方继续收集。轮轴裙部25b的尺寸为使液体尽可能靠近地从轮轴25移到到外壁20a，而不使叶片25a内可获得的区域下方的蒸气16流动的区域减小。实际上，已经提供了比叶片25a处存在区域大约20％的区域。关于分离器的尺寸的进一步细节在美国专利6,632,351中公开，所述专利被并入本文作为参考。
图3涉及使用一个旋风分离器，并且用于与本发明进行对比。典型地，来自第一预热器12的加热物流14被送往混合喷嘴70，在其中其经管线71与过热稀释蒸汽接触，并且被加热的气液混合物被送往气液分离器72，在其中裂解的蒸气被回收并通过管线73离开分离器。液体通过管线74离开进入贮料罐75，和通过管线76除去沥青。尽管在图3中没有示出，但是通过喷射环将冷却的再循环液体从罐底部引入到液面上方的罐顶部中，使得进入旋风分离器下方的贮料罐的沥青的温度被迅速地降低到约320℃的非反应性温度。为了防止旋风分离器中的热蒸气与液体一起离开旋风分离器的底部，将少量过热蒸汽通过管线78注入贮料罐中喷射环上方的蒸气相中，其与从旋风分离器向下流动的液体逆流往上流动。过热蒸汽通过管线77注入到离开旋风分离器的蒸气中，以保证混合物在连接气液分离器和第二阶段预热器21之间的管子中远高于其露点。合并的物流通过管线73被送往第二阶段预热器和通过预热器的出口管线22离开炉子A的对流段。其由管线22进入炉子的热解段B，在其中被加热并且转化，以生产烯烃，烯烃经管线23离开炉子。
尽管已经根据目前优选的实施方案描述了本发明，但是本领域技术人员进行适当的改变和调整是可能的。这些改变和调整在描述的本发明和随后的权利要求的范围内。

Claims (13)

1.一种方法，该方法用于使烃原料的一部分气化并热解为烯烃，和将包含不希望的在一般的热解炉的对流段条件下不能完全气化的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的所述原料的未气化部分分离，所述方法包括：
a)将烃原料进料到在热解炉的对流段中提供的第一阶段预热器中，和在所述第一阶段预热器中加热所述原料以产生加热的气液混合物，
b)从第一阶段预热器抽出加热的气液混合物，将其与高温蒸汽合并，和将合并的物流进料到第一气液分离器中，
c)在第一气液分离器中将气体与液体分离并将其除去，将气体在所述对流段中提供的气相过热器中加热到约450-700℃的温度，将全部或大部分的加热气体进料到第二气液分离器中，和将剩余部分进料到热解炉的辐射段中并将气体热解以产生烯烃和其它热解产物，
d)将液体从第一气液分离器抽出，和通过将除去的液体与来自第一气液分离器的经过在对流段的所述过热器中进一步加热的大部分蒸气合并而将除去的液体加热到约425-约510℃的温度，和将该物流进料到第二气液分离器中，
e)在第二气液分离器中将气体与液体馏分分离并将其除去，将除去的气体进料到热解炉的辐射段中，和使气体热解以生产烯烃和其它热解产物，和
f)从第二气液分离器中除去剩余液体馏分。
2.权利要求1的方法，其中热解裂解条件包括约700-约900℃的热解裂解温度、约1-约3巴的热解裂解压力、并且其中气态馏分暴露于辐射段内的热解裂解条件下最多约10秒的热解裂解时间段。
3.权利要求1或2的方法，其中所述气液分离器是离心式气液分离器。
4.权利要求1-3任一项的方法，其中在混合喷嘴中将过热稀释蒸汽加入到来自第一阶段预热器的加热的气液混合物中。
5.权利要求1-4任一项的方法，其中所述烃原料选自：常压和减压渣油；真空瓦斯油；重瓦斯油；原油；脱沥青油；来源于焦油砂矿、油页岩和煤的油；SMDS(壳牌中间馏分合成法)重质馏分；GTL(气体至液体)重质馏分；重质石蜡合成产品；费托产物；加氢裂解油；及它们的混合物。
6.权利要求1-5任一项的方法，其中从第二气液分离器中除去的液体的温度被调节到约320℃的最高温度，以控制液体的稳定性，使得液体的随时间变化的温度不超过引起液体中沥青质沉淀的温度。
7.权利要求1-6任一项的方法，其中调节来自第二气液分离器的剩余液体馏分的量，使得有足够的液体被留下用于润湿和洗涤分离器的表面。
8.权利要求7的方法，其中通过调节向第二气液分离器的液体原料中加入的过热稀释蒸汽的温度和量、或者通过调节进入第二气液分离器的液体的温度，来控制第二气液分离器的温度为460-500℃的温度。
9.权利要求1-8任一项的方法，其中将高温稀释蒸汽加入到：
a)第一和第二气液分离器的蒸气出口，和
b)第一和第二气液分离器的液体出口。
10.权利要求1-9任一项的方法，其中在步骤c)中从所述预热器送往第二气液分离器的加热气体部分为加热气体的60-100体积％，被送往热解炉的辐射段的加热气体部分为0-40体积％。
11.热解炉，包括：
第一阶段预热器，其位于所述热解炉的对流段，用于加热包含不希望的在一般的热解炉的对流段条件下不能完全气化的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的烃原料；
第一气液分离器，用于将在所述第一阶段预热器中加热的气体与液体分离；
过热器，用于加热从所述第一气液分离器中除去的气体；
第二气液分离器，用于将来自第一气液分离器的液体和在过热器中加热的气体的混合物的气体与液体分离；和
辐射段，其位于所述热解炉中，用于将来自所述第一和第二气液分离器的气体热解。
12.权利要求11的热解炉，其中所述第一和第二气液分离器是离心式分离器。
13.权利要求11或12的热解炉，其包括用于混合进入第一阶段气液分离器的气体和液体的混合喷嘴，和用于混合进入第二阶段气液分离器的气体和液体的混合喷嘴。
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