CN101778929B - 使用含凝析油和原油的原料生产烯烃 - Google Patents

Abstract

公开了对于烯烃生产装置使用含凝析油和原油的原料的方法。将所述原料进行蒸发并分离成气态烃和液态烃。将所述原料蒸发并分离成气态烃和液态烃。所述气态烃物流在所述装置中进行热裂解。对液态烃进行回收。

Description

使用含凝析油和原油的原料生产烯烃

技术领域

本发明涉及通过对含凝析油和原油的原料进行热裂解来生产烯烃。更具体地，本发明涉及利用这种原料来生产烯烃并回收液态烃。 

发明背景 

烃的热裂解(高温热解)是广泛用于生产烯烃和芳烃的非催化石化方法，所述烯烃例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯且所述芳烃例如苯、甲苯和二甲苯。 

基本上，将烃原料与作为稀释剂的蒸汽混合以保持烃分子是分开的，所述烃原料例如为石脑油、瓦斯油或通过对全馏分原油进行蒸馏或以其它方式分馏而生产的全馏分原油的其它馏分。将蒸汽/烃混合物预热至约900～约1000华氏度(°F)，然后进入反应区，在那里将其非常快速地加热至约1450～约1550°F的剧烈的烃热裂解温度。不需要任何催化剂的帮助即可完成热裂解。 

在反应区内在约10～约30psig的压力下，在热解炉(蒸汽裂解炉)中实施该方法。热解炉在其内部具有对流段和辐射段。在所述对流段内完成预热，而在所述辐射段内发生剧烈裂解。 

在剧烈的热裂解之后，热解炉的流出物含有各种气态烃，例如每个分子中具有1～35个碳原子的气态烃。这些气态烃能够为饱和的、单不饱和的和多未饱和的，且能够为脂族的、脂环族的和/或芳族的。裂解的气体还含有大量的分子氢(氢气)。 

因此，常规的蒸汽(热)裂解，如同在工业烯烃生产装置中所实施的，使用全馏分原油的馏分并完全蒸发所述馏分，同时对所述馏分进行热裂解。裂解产物含有例如约1重量百分比(wt％)的氢气、约10wt％的甲烷、约25wt％的乙烯和约17wt％的丙烯，所有的wt％基于所述产 物的总重量，剩余物主要由每个分子中具有4～35个碳原子的其它烃分子构成。 

然后将裂解产物在烯烃生产装置中进一步加工，以生产高纯度的多种分离的单独物流例如氢气、乙烯、丙烯、每个分子中具有四个碳原子的混合烃、燃料油和热解汽油，作为所述装置的产物。前述各种分离的单独物流本身是有价值的工业产物。因此，目前的烯烃生产装置提取全馏分原油物流的一部分(馏分)并由其产生多种分离的、有价值产物。 

天然气和全馏分原油在许多孔隙广泛变化的地下地质层(地层)中天然形成。很多这种地层被密封的岩石层覆盖。天然气和全馏分原油(原油)还在地面以下的多种地层阱中积累。大量的天然气和/或原油从而在地面以下不同深度处被收集，形成了含烃地层。大量这些天然气与原油进行密切的物理接触，并且从而从所述原油中吸收大量轻质分子。 

当将井筒钻入地层内，并且穿透一层或多层此类含烃地层时，可以通过通向地面的井筒回收天然气和/或原油。 

本文使用的术语“全馏分原油”和“原油”意思是它在与可能存在的任何天然气分开的井口流出时是液体原油(一般在地面普遍的温度和压力条件下)，并且不包括为使其适合于输送到原油炼油厂和/或此类炼油厂的常规蒸馏而对此类原油进行的任何处理。该处理包括例如脱盐的步骤。因此，原油是适合在炼油厂蒸馏或其它分馏，但是尚未经过任何此类蒸馏或分馏的物质。它可以包括，但没必要总包括，不沸腾的物质，例如沥青质或焦油。因此，如果不是不可能的话，很难提供全馏分原油的沸程。因此，全馏分原油可以是直接来自油田管线和/或常规原油存储设备(由可得性规定)而没有对其进行任何在先分馏的一种或多种原油。 

与原油类似，天然气在其生产到地面时，其组成可以变化很大，但通常含有大量的，通常是主要量的，即大于约50wt％的甲烷。天然气常常携带少量的(小于约50wt％)，经常小于约20wt％的乙烷、丙 烷、丁烷、氮气、二氧化碳、硫化氢等中的一种或多种。许多，但不是全部，从地面中产生的天然气物流含有少量的(小于约50wt％)、常常小于约20wt％的每个分子具有5～12(包括端点)个碳原子的烃(C5～C12)，其中所述烃在地表周围普遍的环境温度和压力条件下通常不是气体，并且所述烃一旦被生产到地面就从所述天然气中冷凝下来。所有的wt％基于所讨论的天然气物流的总重量。 

当将多种天然气物流生产到地面时，则在收集所述物流的地面普遍的温度和压力条件下，常常从如此产生的天然气物流中自然冷凝出烃组合物。从而在同一普遍条件下产生与通常的气态天然气分开的液态烃凝析油。所述通常的气态天然气可以含有甲烷、乙烷、丙烷和丁烷。所述从产生的天然气物流中冷凝的通常为液态的烃馏分通常被称为“凝析油”，并且通常含有比丁烷重的分子(C5～约C20或略微更高)。与所产生的天然气分开之后，该液体凝析油馏分与通常被称为天然气的剩余的气体部分被分别进行处理。 

因此，从首先被生产到地面上的天然气物流中回收的凝析油在组成上不是与天然气(主要是甲烷)完全相同的物质。它也不是与原油组成相同的物质。凝析油处于通常的气态天然气和通常的液体全馏分原油之间的一个位置。凝析油含有比通常的气态天然气重的烃和处于全馏分原油最轻端的狭窄范围内的烃。 

与原油不同，凝析油可以通过其沸程进行表征。凝析油通常在约100～约650°F内沸腾。在该沸程内，凝析油含有多种烃物料。这些物料可以包括构成通常称作石脑油、煤油、柴油燃料和瓦斯油(燃料油、炉油、加热油等)的馏分的化合物。石脑油和相伴的更易沸腾的物质(粗汽油)在C5～C10(包括端点)范围内，并且是凝析油中沸程最轻的，在约100～约400°F范围内沸腾。石油中间蒸馏物(煤油、柴油、瓦斯油)通常在C10～约C20或略微更高范围内，并且其大部分通常在约350～约650°F范围内沸腾。它们，个别地或概括性地，在本文称作“蒸馏物”或“馏分”。应该指出的是，各种蒸馏物组合物可具有低于350°F和/或高于650°F的沸点，和此类蒸馏物包括在前述的 350～650°F范围内并包括在本发明范围内。 

如上所述，常规烯烃生产装置的起始原料通常首先进行大量的、昂贵的加工然后到达所述装置。通常，对凝析油和全馏分原油进行蒸馏或以其它方式分馏而成为多种馏分例如汽油、石脑油、煤油、瓦斯油(真空或常压下)等，包括在原油和不是天然气情况中的高沸点残余物。其后，将所述残余物之外的所有这些馏分传送至烯烃生产装置，以作为所述装置的起始原料。 

期望能够屏弃炼油厂蒸馏单元(全馏分原油加工单元)的资本成本和运行成本，所述单元对凝析油和/或原油进行加工以产生烃馏分，所述烃馏分充当常规烯烃生产装置的起始原料。然而，直至最近，现有技术教导不要使用具有太宽的沸程分布的均匀的烃馏分(馏分)。例如，参见Lenglet的美国专利号5817226。 

最近，将美国专利6743961授予了Donald H.Powers。该专利涉及通过使用含有填料的蒸发/温和裂解区裂解全馏分原油。该区以这样的方式操作：即使得尚未被蒸发的全馏分原油的液相保留在所述区直到更粘稠的烃液体组分的裂解/蒸发最大化。这允许仅最少量的固体残渣形成，所述残渣作为所述填料上的沉积物而留下。稍后，理想地在通常的炉除焦循环中，通过常规的蒸汽空气除焦从填料上燃烧掉该残渣，见所述专利的第7栏第50～58行。因此，所述专利的第二区9用作组分的捕集器，其中所述组分包括在所述方法中使用的条件下不能裂解或蒸发的原油原料的烃类物质，见所述专利的第8栏第60～64行。 

与美国专利6743961具有共同发明人和受让人的2002年9月16日提交的美国专利申请序号10/244792，涉及在所述专利中公开的方法，但是该专利使用轻度的酸性裂解催化剂来驱动蒸发/温和裂解单元的总体功能更靠向蒸发(无先前的温和裂解)-温和裂解(之后是蒸发)谱的温和裂解端。 

与美国专利6743961具有共同发明人和受让人的美国专利6979757涉及在所述专利中公开的方法，但是其将残留在蒸发/温和裂解单元中 的至少一部分液态烃除去，所述液态烃仍未被蒸发或温和裂解。原油原料的这些液体烃组分从所述单元的底部附近取出并且送至单独受控制的空化设备以为那些之前未蒸发和温和裂解的粘稠的烃组分提供额外的裂解能量。因此，那份专利还试图驱动所述蒸发/温和裂解的单元中总的过程朝着前述蒸发-温和裂解谱的温和裂解端进行。 

2005年9月2日申请的美国专利申请序号11/219166，其与美国专利6743961具有共同的发明者和受让人，涉及使用全馏分原油作为生产烃蒸气和液体的混合物的烯烃装置的原料。将所述蒸气烃与其余的液体分开并将所述蒸气送至剧烈裂解操作。通过向所述单元中引入急冷油并从所述单元提取由急冷油和来自原油原料的剩余的液态烃构成的液态残余物，使所述剩余的液态烃在温和裂解后经历有利于蒸发的条件。 

与美国专利6743961具有共同发明人和受让人的2006年3月1日提交的美国专利申请序号11/365212，涉及利用凝析油作为烯烃生产装置的原料的方法，其中将所述原料经历蒸发和分离条件，以将轻质烃从凝析油中除去用于在装置中进行热裂解，并留下液态蒸馏物用于分离回收。 

有时，期望从否则将作为热裂解炉的原料的物质中回收蒸馏物，所述热裂解炉从这种原料生成烯烃，且本发明提供这种方法。 

通过使用本发明，从含凝析油和原油的裂解原料中分别回收短缺的有价值蒸馏物，由此防止将其转化成低价值的裂解产物。通过本发明，不仅防止了高品质蒸馏物的裂解，而且与本领域技术人员所熟知的方法相比，提高了热效率并降低了资本开支。本领域的技术人员会首先将待裂解的原料经历常规的热蒸馏塔以将蒸馏物从裂解原料中蒸馏出来。该方法要求大量的资本以建造塔并为这种塔配备普通的再沸器和塔顶馏出物冷凝装置。通过本发明，使用分流器，其使用方式使得在蒸馏塔中以较低的资本成本获得高得多的能量效率。通过本发明，消除了再沸器、塔顶馏出物冷凝器和相关的蒸馏塔装置，但未消除其功能，由此大量地节省了资本成本。此外，与蒸馏塔相比，本发明在 操作中展示了高的多的能量效率，因为本发明不需要蒸馏塔所需要的外部能量，相反本发明使用在裂解炉运行中所已经消耗的能量(与之相比的是为运行裂解炉上游的单独的蒸馏塔而消耗的能量)用于其分流功能和分流器的蒸气产物直接进入所述炉的裂解段。 

发明概述 

本发明为在蒸汽裂解单元中利用含凝析油和原油的原料的方法。在蒸发单元中对所述原料进行加热以生产气态烃和液态烃的混合物。在蒸发单元中，将所述气态烃与所述液态烃分离；并将所述气态烃传送至剧烈裂解操作中。单独回收残余的液态烃。 

附图说明

图1显示了典型的烃裂解装置的简化流程图。 

图2显示了本发明内的一个实施方案，该实施方案使用独立的蒸发单元。 

发明详述 

本文使用的术语“烃”、“烃类”和“烃质”并不是表示物料严格地或仅含有氢原子和碳原子。该术语包括本质上为烃质的物质，它们主要或基本上由氢和碳原子组成，但是可以含有、甚至大量含有其它元素，例如氧、硫、氮、金属、无机盐等。 

本发明中使用的术语“气态”意思是基本上是蒸气状态的一种或多种气体，例如只是蒸汽，蒸汽与烃蒸气的混合物等。 

本文使用的“焦炭”意思是高分子量碳质固体，且包括由多核芳烃的缩合形成的化合物。 

对本发明有用的烯烃生产装置包括用于最初接收并裂解所述原料的热解(热裂解)炉。用于烃的蒸汽裂解的热解炉通过对流和辐射进行加热，并且包括用于预热、输送并裂解所述烃原料的一系列预热、循环和裂解管，通常是此类管的管束。通过放置在所述炉的辐射段(有 时称为“辐射段”)中的燃烧器提供高裂解热。来自这些燃烧器的废气循环穿过炉的对流段以便提供用于预热进入的烃原料所需要的热量。所述炉的对流段和辐射段在“交叉处”连接，并且上文提到的所述管子运送所述烃原料从一段的内部到下一段的内部。 

设计裂解炉以便在开始于辐射管(盘管)入口处的辐射段中快速加热，在那里反应速率常数由于低温而比较低。大部分传送的热量简单地将所述烃从进口温度提高到反应温度。在所述盘管的中部，温度升高的速率比较低，但是裂解速率是可观的。在盘管出口处，温度升高的速率有点提高，但是不像在入口处那么快。反应物消失的速率是其反应速率常数与其局部浓度的乘积。在所述盘管的末端，反应物浓度低，并且通过提高工艺气体的温度可以获得额外的裂解。 

原料烃的蒸汽稀释降低了所述烃的分压，强化了烯烃的生成，并且降低在所述辐射管中生成焦炭的任何趋势。 

裂解炉一般具有矩形燃烧室，其中所述燃烧室具有位于辐射耐火墙之间的直立管。这些管子由它们的顶部支撑。 

用安装在墙或地板上的燃烧器或联合使用气体燃料或混合气体/液体燃料实现了所述辐射段的加热。燃烧室一般在略微负压下，最经常具有向上流动的烟道气。通过至少一个自然通风口或诱导式通风风扇使烟道气流入所述对流段。 

辐射盘管通常悬挂在所述燃烧室中心下面的单独的平面上。它们可以嵌套在单独的平面上或平行放置在交错的双排管布置中。从燃烧器向辐射管的传热主要通过辐射发生，因此是热“辐射段”，在那里所述烃从约1450°F被加热至约1550°F，并且从而进行剧烈的裂解。 

因此，最初的空辐射盘管是点燃的管式化学反应器。进入所述炉中的烃在所述对流段被来自辐射段的烟道气的对流热、原料在所述对流段中的蒸气稀释等从约900°F预热至约1000°F。预热之后，在常规商业炉中，所述原料准备好进入所述辐射段。 

在一般的炉中，对流段可含有多个区。例如，首先在第一上部区中对原料进行预热，在第二区中对锅炉原料水进行加热，在第三区中 对混合的原料和蒸汽进行加热，在第四区中使得蒸汽过热，并在底部的第五区中对最终原料/蒸汽的混合物完成预热。区的数目和它们的功能可明显不同。因此，热解炉是复杂的且具有可变的结构。 

离开所述辐射段的裂解的气态烃被快速降温以防止所述裂解模式的破坏。所述裂解气体在于所述烯烃生产装置中对其进行进一步下游处理被冷却，以高压蒸汽的形式回收大量的能量，用于在所述炉和/或烯烃装置中再次使用。通常通过使用本领域中熟知的在线换热器完成这一点。 

辐射盘管设计者努力缩短停留时间、升高温度并降低烃的分压。通过每个盘管的进料速率、盘管冶金学上温度容量和在盘管中沉积焦炭的速率来确定盘管的长度和直径。盘管范围从单个的、具有低进料速度的小直径管和每个炉的许多盘管到长的、具有高进料速率的大直径管和每个炉较少的盘管。更长的盘管能够由利用U型回转弯头的管的长度构成。能够使用管的各种组合。例如，平行的四根窄管能流入也是平行的两个较大直径的管中，然后流入串联连接的大得多的管中。因此，串联和/或并联流动的盘管长度、直径和布置能够在炉之间广泛变化。炉，因为在它们设计中的特有特征而通常由它们的制造商指定。本发明可应用于所有热解炉，包括但不限于Lummus、M.W.Kellog &Co.、Mitsubishi、Stone & Webster Engineering Corp.、KTI Corp.、Linde-Selas等制造的那些。 

从炉中流出的裂解了的烃的下游加工可显著不同，特别地基于最初的烃原料是气体还是液体。由于该发明使用液态天然气凝析油作为原料，因此本文中描述用于液态进料烯烃装置的下游加工。现有技术中对来自液态原料、石脑油到瓦斯油的裂解了的气态烃进行下游加工，而本发明凝析油和原油混合物的下游加工比气体原料的下游加工更加复杂，因为在液态原料中存在更重的烃组分。 

对于液态烃原料的下游加工，尽管其在装置之间能够变化，但典型地使用炉流出物的油急冷，然后在例如前述在线换热器中对其进行换热。其后，将裂解的烃物流进行初级分馏以除去重质液体，然后压 缩未冷凝的烃并从中除去的酸性气体和水。然后，单独分离各种期望产物例如乙烯、丙烯、每个分子中具有四个碳原子的烃的混合物、燃料油、热解汽油和高纯度氢气物流。 

根据本发明，提供一种利用含凝析油和原油的原料的方法。凝析油和原油在原料中的相对量不是关键的。在一个实例中，凝析油可含有在其生产期间被携带的原油。或者，被原油污染的凝析油可用于本发明中。例如，在其生产、运输或储存期间可发生这种污染。典型地，原油可含有约5wt％～40wt％的在大气压下在＞900°F下沸腾的重质烃。本发明的合适原料可含有至多30wt％、优选其含有至多20wt％、更优选至多10wt％的重质烃。通过沸腾直至蒸气温度达到900°F可确定原料中存在的重质烃的量。 

本发明不需要上文中首先描述的现有技术那样的花费昂贵的将原料蒸馏成例如石脑油、煤油、瓦斯油等的各种馏分来用作炉的主要原料的蒸馏过程。通过本发明，实现了前述优势(能量效率和降低资本成本)。这样一来，实现了传送至炉的辐射段的烃物流的完全蒸发，同时将最初存在于原料中的蒸馏物馏分基本上保持为液体状态，以使其易于与待裂解的更轻的气态烃分离。 

将原料传送至蒸发单元。所述蒸发单元与所述对流段和辐射段分开且独立地运行，并将其用作(1)炉的集成段，例如在对流段内或对流段附近但在辐射段的上游的炉内和/或(2)炉自身的外部但与炉以流体连通。当在炉外部使用时，在炉的对流段内对所述原料进行预热，从对流段和炉流出到单独的蒸发设施中。然后，将该单独设施的蒸气态烃产物返回炉内而进入其辐射段。如果需要，能够在炉的除对流段之外的地方或炉内部和/或外部的任意组合中进行预热，这仍然在本发明的范围之内。 

本发明的蒸发单元接收原料，该原料可以进行预热或可以不进行预热，例如从约室温～约350°F，优选约200～约350°F。与原料完全蒸发所需要的温度范围相比，这是一个更低的温度范围。所有预热优选地、但不是必须地，在同一炉的对流段中进行。 

因此，在本发明的蒸发单元中的第一区可使用蒸气/液体分离，其中将预热的原料物流中的各种烃和其它气体(如果有一些的话)与预热后仍为液体的液态烃组分分开。从蒸气/液体分离段中除去前述蒸气并传送至炉的辐射段。 

在该第一例如上部区中的蒸气/液体分离，以本领域中熟知的任意常规方式、多种方式和手段将液体分离。用于液体蒸气/液体分离的合适设备包括具有切向蒸气入口液体分离容器、离心分离器、常规的旋风分离器、schoepentoeter、轮叶液滴分离器等。 

由此与前述蒸气分开的液体进入第二例如更低的区。通过下文中图2所示的外部管道实现这一点。或者，在蒸发单元的内部能够完成这一点。进入并沿该第二区的长度方向移动的液体与迎面而来的例如上升中的蒸汽相遇。该液体，其不含除去的气体，接收迎面而来的蒸汽的热能的全部影响和稀释效果。 

该第二区能够承载至少一种液体分布设备例如多孔板、料槽分布器、双流塔盘、升气管型塔盘、喷嘴等。 

该第二区还部分承载起一种或多种常规塔式填料材料和/或塔盘以促进液体和气体在第二区内的密切混合。 

随着剩余的液态烃穿过(落过)该第二区，更轻的物质例如可能存在的汽油或石脑油型烃，被与其接触的高能蒸汽蒸发掉绝大部分。这使得更加难以蒸发的烃组分继续下落并经历更高的蒸汽与液态烃之比以及更高的温度，使得它们因蒸汽的能量和因蒸汽的分压升高而降低的液态烃分压而被蒸发， 

图1显示了典型的裂解操作1，其中炉2具有通过交叉处(参见图2)而连接的上部对流段C和下部辐射段R。原料5例如石脑油在图2中发生裂解，但是在裂解之前，为确保基本上完全蒸发，将其首先在区6中预热，然后与稀释蒸汽7混合，并将得到的混合物在区8中进一步加热，所述区8为段C中比区6更热的区。然后，将制得的蒸气混合物传送至辐射段R并分配至一个或多个辐射盘管9。利用管线10来收集和传送盘管9的裂解的气体产物，并传送至多个在线换热器 11(图1中的TLE)，在那里将所述裂解的气体产物冷却至热裂解功能基本上终止的程度。通过刚好在TLE11下游注入循环的冷却的急冷油20来进一步冷却裂解的气体产物。所述急冷油和气体混合物经由管线12而进入油急冷塔13。在塔13中，将其与来自管线14的烃质液体急冷物质例如热解汽油接触，以进一步冷却所述裂解的气体产物以及冷凝并回收额外的燃料油产物。在一些额外的冷却(未示出)之后，将产物24的一部分经由管线20循环至管线12中。经由管线15将裂解的气体产物从塔13中移出并传送至水急冷塔16，其中将其与循环并冷却的水17接触，所述水回收自塔16的底部。从塔16中的液态烃馏分中冷凝出水17，所述水17部分地用作液体急冷物质14，并经由管线18部分地移出，以用于其它地方的其它加工。将未被传送至管线20的急冷油馏分24的一部分移出作为燃料油并在别处进行加工。 

由此，将加工的裂解气体产物从塔16中移出并经由管线19传送至压缩和分流设施21，其中对前述各种产物物流进行回收以作为装置1的产物，这些单独的产物物流用线23来综合表示。 

图2显示了将本发明的方法应用于图1中炉2的一种实施方案。出于简化和简短目的，图2为恰好的图，如上所述，实际的炉具有复杂的结构。在图2中，显示出炉2具有进入预热段6的原料5。在原料5中能够存在其它烃类物质例如天然气液体、丁烷或天然汽油。段6为常规炉的典型预热段。在本发明中，预热是任选地，因此能够将段6整体略去。如果使用预热，能够使用外部的炉2以代替段6或作为段6的补充。因此，在本发明的实践中，能够使用或略去在常规炉内部的典型预热段的使用，类似地，能够使用或略去对原料5的预热。在本发明的一个实施方案中，原料5通过段6，且当被加热至期望的前述温度范围内时经由管线25离开段6。在常规烯烃装置中，将预热的原料与稀释蒸汽混合，然后从段6例如炉的对流段C直接传送至图1的段8中，然后传送至炉2的辐射段R内。然而，根据本发明的该实施方案，改为利用管线25在例如约200～约350°F下将预热了的原料(主要由液体烃和蒸气态烃构成的混合物，都来自原料5)传送至单独的 蒸发单元26内，在该实施方案中，所述蒸发单元26在物理上位于炉2的外部。然而，单元26与炉2以流体连通。预热了的原料首先进入单元26的上部第一区27，其中将所存在的较轻的气态组分例如石脑油和更轻的组分与伴随的仍然为液体的组分分开。 

单元26为蒸发单元，其为本发明的新特征的一种元件。单元26没有与常规的裂解炉连接。在图2的实施方案中，单元26经由管线25从炉2接收预热的凝析油。在本发明的其它实施方案中，不需要使用预热段6，且将原料5直接进料至单元26。存在于单元26内的蒸汽提供能量和稀释效果两者，使得在所述单元中仍处于液体状态的石脑油和更轻组分的至少绝大部分发生大量(占主导地位)蒸发。由单元26接收的、与预热了的原料相伴的气体，利用管线28从区27中除去。因此，管线28基本上带走了存在于区27内的所有较轻的烃蒸气例如石脑油沸程和较轻的物质。存在于区27内的液体蒸馏物，与液体石脑油一起，经由管线29从中除去，并传送至下部区30的上面内部。在该实施方案中，利用不可透过的壁31，将区27和30分隔开以防止彼此间以流体连通，所述壁31能够为固体塔盘。管线29表示在区27和30之间外部流体向下流动连通。作为其代替或作为其补充，通过将壁31改成至少部分可透过液体，区27和30在它们之间能够具有内部流体连通，这通过使用一个或多个塔盘来实现，该塔盘被设计成允许液体向下进入到区30内部且允许蒸气向上进入到区27内部。例如，代替不可透过的壁(或实心塔盘)31，可以使用升气管型塔盘，在这种情况下管线42运载的蒸气将改为穿过升气管型塔盘并经由管线28而离开单元26，且液体32将在单元26内部从内部向下传送至段30，而不是经由管线29从外部传送至单元26。在这种内部向下流动的情况中，分布器33是任选的。 

无论如何，将液体从区27移至区30，液体如箭头32所示向下移动，因此遇到如上所述的至少一种液体分布设备33。设备33在单元26的横截面上均匀分布液体，使得液体均匀流过塔的宽度而与例如填料34接触。在本发明中，填料34为材料例如晶体的孔隙(devoid)， 其将促进烃的温和裂解。 

稀释蒸汽7穿过过热区35，然后经由管线40进入填料34下面的区30的下部54，其中其如箭头41所示上升而与填料34接触。在填料34中，液体32与蒸汽41相互充分混合，从而蒸发液体32的一部分。将这种新形成的蒸气与稀释蒸汽41一起，经由管线42从区30中移出，并添加至管线28中的蒸气中，以形成管线43中的混合的烃蒸气产物。物流42主要含有源自原料5的烃蒸气例如石脑油和蒸汽。 

由此，物流42代表原料物流5的一部分加上稀释蒸汽41，减去存在于物流50中的来自原料5的液体烃。物流43穿过对流区C的更热(更低)段中的混合原料预热区44，以进一步升高存在的所有物质的温度，然后经由交叉管线45进入段R中的辐射盘管9中。管线45为内部或外部的炉导管55。 

在区30中完全使用物流7，或在管线28(经由管线52)或管线43(经由管线53)中使用其一部分，或者使用所述两者以阻止在管线28和43中形成液体。 

在段R中，将源自管线45且含大量不同烃组分的各种原料经历如前所述的剧烈裂解条件。 

裂解产物经由管线10离开段R，以在炉2下游的的烯烃装置的剩余部分中做进一步加工，如图1中所示。 

单元26的段30提供用于使液体32与一种或多种热气体例如蒸汽41接触的表面积。液体和气体在段30内的逆向流动使得最重(沸点最高)的液体在最高的热气体与烃之比下与最高温的气体同时接触。 

因此，在图2的示例性实施方案中，分离的液态烃29含有原料5的蒸馏物含量的大部分，如果不是全部的话。取决于段27的操作温度，液体29仅基本上含有一种或多种前述蒸馏物物质或含有这种物质加上有限量的更轻的物质例如石脑油。 

物流29从区27向下落入更低的第二区30，并被蒸发，蒸发的量为最初存在于区30中不期望的液态石脑油馏分的任意量。因为热气体例如蒸汽41在经由管线40被引入区30(段54)的下部例如底部的一 半或四分之一处之后上升穿过区30的影响，这些气态烃经由管线42而离开单元26。 

当然，如果需要，能够运行单元6和26，以使得在蒸气物流28和/或42中留下一些蒸馏物。 

原料5能进入炉2，炉2处于约室温至至多约300°F的温度下和稍高于大气压至至多约100psig(下文中“大气压～100psig”)的压力下。原料5能经由管线25进入区27区，27处于约室温～约350°F的温度和大气压～100psig的压力下。 

物流29基本上全部为来自原料5的剩余液体减去在预热器6中蒸发的部分，且温度为约室温～约350°F，压力为稍高于大气压至至多约100psig(下文中“大气压～100psig”)。 

如物流43所示，物流28和42的混合能够含有例如为约0.1～约2，优选约0.1～约1磅蒸汽每磅烃的总的蒸汽/烃之比。 

物流45的温度为约900～约1100°F，压力为约大气压～100psig。 

在区30中，稀释比(热气体/液滴)将广泛变化，因为原料的组成广泛变化。通常，在区30顶部热气体41例如蒸汽与烃的重量比为约0.1/1～约5/1，优选约0.1/1～约1.2/1，更优选约0.1/1～约1/1。 

利用管线40引入热气体。合适的热气体包括蒸汽、氮气、乙烷等和它们的混合物。在所使用的蒸汽中能够存在其它物质。尤其优选的为蒸汽。物流7为通常用于常规裂解装置中的蒸汽类型。这种气体优选处于足以蒸发进入区30的液态烃32的绝大部分的温度下。通常，从导管40进入区30的气体在大气压～100psig下至少为约350°F，优选约650～约850°F。为了简便，下文中以单独的蒸汽来指代这种气体。 

物流42为蒸汽和烃蒸气的混合物，所述混合物的沸点低于约350°F。应注意，存在操作者期望某些较重的组分进入物流42中的状况，且这种状况在本发明的范围内。在大气压～100psig的压力下，物流42的温度为约170～约450°F。 

填料和/或塔盘34为从管线41进入的蒸汽提供表面积。因此，段34为向下流动的液体与从管线40进入的向上流动的蒸汽41的接触提 供表面积。在段30内的逆向流动使得最重(最高沸点)的液体在最高的蒸汽与油之比下同时与最高温度的蒸汽接触。 

来自管线40的蒸汽不仅提供稀释功能，还为保持为液体状态的烃提供额外的蒸发能量。用恰好足以使得较重的烃组分蒸发的能量并控制能量的输入来实现这一点。例如，通过使用管线40中的蒸汽，使原料5基本上蒸发。由此，随着液态烃的液滴在区30中逐渐下降，在需要非常高的蒸汽稀释比和最高温度的蒸汽的地方提供了非常高的蒸汽稀释比和最高温度的蒸汽。 

图2的单元26，代替炉2外部的单独单元，能够物理地含在对流区C的内部，使得区30整个都在炉2的内部。尽管单元26全部容纳于炉内部对于各种炉设计考虑是合意的，但是为了实现本发明的优势而不需要如此。还可使用整体或部分地位于炉外部的单元26，这仍在本发明的主旨内。将单元26整体放置在炉2内部和整体放置在炉2外部的组合，对于本领域技术人员是明显的，也在本发明的范围内。 

实施例 

将含与原油混合的Oso凝析油(得自Nigeria)的原料5(所述原料含5wt％的重质烃，所述重质烃在大气压下在＞900°F下沸腾)从储料罐中移出并直接供应至环境条件的温度和压力下的热解炉2的对流段中。在所述对流段中，在约60psig下将所述原料预热至约300°F，然后传送至蒸发单元26中，其中在所述单元的区27中在约300°F和60psig下将汽油和石脑油组分的混合物与液态烃分开。将分开的气体从区27移出，以传送至同一炉的辐射段，从而在辐射盘管9的出口处在1450°F～1550°F的温度下进行剧烈裂解。 

在与前述伴随的烃气体分离之后，将从原料5中剩下的液态烃转移至较低段30中，使得在该段中朝其底部下落。将约750°F下的预热的蒸汽40引入区30的底部附近，以使得蒸汽与烃在段54中的比例为0.5。下落的液滴与从区30底部向其顶部上升的蒸汽逆向流动。关于在区30中向下落的液体，蒸汽与液态烃的比例从段34顶部到底部增 大。 

从区30顶部附近抽取约300°F下的蒸汽和石脑油蒸气的混合物42，并与早先经由管线28从区27移出的气体混合，从而形成复合的蒸汽/烃蒸气物流，其含有约0.6磅蒸汽每磅存在的烃。在区44中在低于约50psig下，将这种复合物流预热至约1000°F，并引入炉2的辐射段R中。 

Claims (8)

1.一种方法，包括：

(a)提供包含凝析油和原油的原料，所述原料含有至多30wt％的在大气压下在＞900°F下沸腾的重质烃；

(b)将所述原料导入蒸发单元的第一区并在所述第一区中将所述原料的一部分分成第一蒸气物流和第一液态物流，所述原料处于室温～177℃(350°F)的温度和大气压～100psig的压力；

(c)将所述第一蒸气物流传送至裂解炉中，该裂解炉在其内部至少具有对流段和单独的辐射段；

(d)将所述第一液态物流传送至所述蒸发单元的第二区；

(e)使所述第一液态物流在所述蒸发单元的所述第二区中与温度为343～454℃(650～850°F)和压力为大气压～100psig的逆流蒸汽接触，以使得所述第一液体物流与所述蒸汽充分混合以引起蒸发并且产生第二蒸气物流和第二液态物流，所述第二蒸气物流的温度为77～232℃(170～450°F)和压力为大气压～100psig，所述第二液态物流包含液态蒸馏物；

(f)将所述第二蒸气物流、稀释蒸汽和所述第一蒸气物流一起传送至裂解炉；和

(g)从所述蒸发单元的所述第二区中回收所述第二液态物流。

2.权利要求1的方法，其中所述原料含有至多20wt％的重质烃。

3.权利要求2的方法，其中所述原料含有至多10wt％的重质烃。

4.权利要求1的方法，其中在所述原料进入所述蒸发单元之前，将其预热至200～350°F的温度。

5.权利要求1的方法，其中通过所述炉的对流段来预热所述原料。

6.权利要求1的方法，其中所述蒸发在所述炉的外部进行。

7.权利要求1的方法，其中所述第二区含有至少一种液体分布设备。

8.权利要求1的方法，其中所述第二区含有塔式填料。

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