CN101796167B - 烃原料的蒸汽裂化方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本公开内容提供烃原料的处理方法，包括：(a)以等于或小于0.9m/s的线速度将烃原料供给蒸汽裂化炉的对流段中的第一预热区；(b)在该第一预热区中将该烃原料预热以使该烃原料的小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；(c)将该蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；和(d)将该蒸汽级分的至少一部分供给该蒸汽裂化炉。

Description

烃原料的蒸汽裂化方法和设备
技术领域
本公开内容涉及在蒸汽裂化炉或热解炉中制造轻质烯烃的方法，更具体地涉及含至少0.01wt％低挥发性化合物的烃原料的蒸汽裂化方法。
背景技术
蒸汽裂化(也称为热解)早已用于将各种烃原料裂化成烯烃，优选轻质烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂化使用具有两个主要段的蒸汽裂化炉：对流段和辐射段。烃原料通常作为液体(除了作为蒸汽进入的轻质原料)进入该炉子的对流段，其中该烃原料通常通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和通过与蒸汽直接接触而被加热和汽化。然后将汽化原料和蒸汽混合物引入辐射段，在那里，发生裂化。所得的产物(包括烯烃)离开该蒸汽裂化炉用于进一步下游加工。
常规的蒸汽裂化系统已经有效用于将高质量原料例如天然气液(NGL)、瓦斯油和石脑油裂化。然而，蒸汽裂化经济学有时有利于裂化低成本重质原料如，作为非限制性实例，凝析油(它是从气田生产气体时少量存在的联产油)、原油、常压残油(亦称常压管式蒸馏釜底部料流)和真空瓦斯油。原油、真空瓦斯油和常压残油含有沸点超过590℃的高分子量、低挥发性组分和/或有时含有沸点超过760℃的焦炭前体。这些原料的低挥发性组分和/或焦炭前体随着较轻质组分汽化而作为焦炭在常规蒸汽裂化炉的对流段中沉积下来。在较轻质组分已完全汽化的位置下游的对流段中仅能容许非常低水平的低挥发性组分和焦炭前体，原因在于焦炭沉积通常使对流段中的管子结垢，这降低该管子中的传热效率并提高压降。
此外，一些石脑油被含低挥发性组分和焦炭前体的重质原油污染。常规蒸汽裂化炉不具有加工受低挥发性组分和焦炭前体污染的残油、原油、或许多残油或原油污染的瓦斯油或石脑油的灵活性。
为了解决焦化问题，美国专利3,617,493(该文献在此引入作为参考)公开了使用用于原油进料的外部蒸发鼓并公开了使用第一闪蒸以除去作为蒸汽的石脑油和第二闪蒸以除去沸点在230-590℃之间的蒸汽。在蒸汽裂化炉中将该蒸汽裂化成烯烃，并将来自两个闪蒸罐的经分离的液体取出，用蒸汽汽提并用作燃料。
美国专利3,718,709(该文献在此引入作为参考)公开了使焦炭沉积最小化的方法。它描述了在热解炉内部或外部将重质原料预热以用过热蒸汽使该重质原料的50％汽化并除去残留的、经分离的液体。对汽化的烃(其主要包含轻质挥发性烃)进行裂化处理。
美国专利5,190,634(该文献在此引入作为参考)公开了如下抑制炉子中焦炭形成的方法：在对流段中在少的、关键性量的氢气存在下将原料预热。氢气在对流段中的存在抑制了烃的聚合反应，从而抑制焦炭形成。
美国专利5,580,443(该文献在此引入作为参考)公开了一种方法，其中首先将原料预热，然后让其从热解炉的对流段中的预热器排出来。然后将这一预热的原料与预定量的蒸汽(稀释蒸汽)混合，然后引入蒸汽-液体分离器中以从该分离器中分离并取出所需比例的为液体的低挥发性组分和焦炭前体。将经分离的蒸汽从该蒸汽-液体分离器送回到热解炉用于加热和裂化。
美国专利6,632,351(该文献在此引入作为参考)公开了将含沥青原料的原油原料或原油馏分热解的方法，和热解炉，包括将含沥青原料的原油或原油馏分供给在对流段内的第一阶段预热器，其中将所述含沥青原料的原油或原油馏分在该第一阶段预热器内加热到至少375℃的出口温度以产生经加热的蒸汽-液体混合物，从第一阶段预热器排出所述蒸汽-液体混合物到蒸汽-液体分离器，在该蒸汽-液体分离器中将气体与液体分离并移除，和将该移除的气体供给提供在对流段中的第二预热器，将所述气体的温度进一步加热到大于离开该蒸汽-液体分离器的气体的温度，将预热的气体引入热解炉内的辐射区中，并将该气体热解成烯烃和相关副产物。
美国专利7,097,758(该文献在此引入作为参考)公开了在蒸汽裂化系统中的闪蒸鼓中提高不挥发性物除去效率的方法。将得自对流段的气流从雾状流转换成环形流，然后使之进入闪蒸鼓以提高除去效率。气流从雾状流转换成环形流的转化如下达到：让气流首先经过至少一个膨胀器，然后经过各种度数的弯头并迫使流体改变方向至少一次。气流从雾状流至环形流的改变帮助聚结细的小液滴并因此帮助从气相除去。
美国专利7,138,047(该文献在此引入作为参考)公开了含不挥发性烃的烃原料的进料或裂化方法，包括：将烃原料加热，将烃原料与流体和/或主稀释蒸汽料流混合以形成混合物，将该混合物闪蒸以形成气相和液相，和根据工艺的至少一个经选的操作参数，例如进入闪蒸鼓之前的闪蒸料流的温度改变该流体和/或与烃原料混合的主稀释蒸汽料流的量。
2005年2月28日提交的美国专利申请序列号11/068,615(该文献在此引入作为参考)描述了烃原料的裂化方法，该方法将烃原料与流体，例如烃或水混合以形成混合物料流，将该混合物料流闪蒸以形成气相和液相，随后将该气相裂化以提供烯烃，并在传输管线换热器中将产物排出物冷却，其中根据该工艺的经选的操作参数，例如闪蒸该混合物料流之前的该混合物料流的温度，改变与原料混合的流体的量。
2004年5月21日提交的美国申请序列号10/851,434(该文献在此引入作为参考)，和2004年5月21日提交的美国临时申请序列号60/573,474(该文献在此引入作为参考)描述了在蒸汽裂化系统中使用的闪蒸鼓中提高不挥发性物除去效率的方法，该闪蒸鼓具有下部接受器，该接受器包括用于引入汽提蒸汽的入口、用于再循环淬火油的环分配器、防涡流挡板和格栅。
因此仍需要在低水平焦炭形成的情况下将烃原料蒸汽裂化的新型且能量有效的方法。本发明人惊奇地发现，当将原料预热到阈值以下的温度时或当以阈值以下的入口线速度将原料进料时，在第一预热区的第一预热段中的焦炭形成可忽略。另外，只要烃原料的至少1wt％呈液相离开第一预热区，将使第一预热区中的焦炭形成最小化。本公开内容因此提供蒸汽裂化方法，该方法能够通过优化进入蒸汽裂化炉的预热段的原料的线速度在使预热区中的焦炭形成最小化和实现流过对流段的原料的低压降的情况下加工烃原料。
发明内容
发明概述
在一些实施方案中，本公开内容提供烃原料的处理方法，包括：
(a)以等于或小于0.9m/s的线速度将烃原料供给蒸汽裂化炉的对流段中的第一预热区；
(b)在该第一预热区中将该烃原料预热以使该烃原料的等于或小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；
(c)将该蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；和
(d)将该蒸汽级分的至少一部分供给该蒸汽裂化炉。
根据一个实施方案，对流段包括多组换热管并且烃原料在这些管子内流动。
在一个优选的实施方案中，以0.05-0.85m/s，优选0.1-0.8m/s，更优选0.1-0.75m/s的线速度将烃原料供给第一预热区。
在本公开内容的一个优选实施方案中，第一预热区包括第一预热段和第二预热段，其中在790-1825kPa-a(千帕绝对压力)，优选790-1450kPa-a，更优选790-1400kPa-a，甚至更优选790-1200kPa-a，最优选790-1100kPa-a的压力和25-250℃的温度下将烃原料供给第一预热段以形成在大约100-300℃的温度下离开该第一预热段的经预热烃产物，然后将该经预热烃产物的至少一部分与第一稀释剂料流一同供给第二预热段以形成在350-500℃的温度下离开该第一预热段并包含至少1wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量。
在一些方面中，烃原料包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油/残油掺合物、费-托液体、费-托气体、费-托蜡和低硫蜡状残油。在一个实施方案中，烃原料的大约10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。在另一个实施方案中，烃原料的大约10-95wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
在一个实施方案中，本公开内容还提供在具有辐射段燃烧器和对流段的蒸汽裂化炉中将烃原料裂化成轻质烯烃的方法，该对流段包括第一组、第二组和第三组换热管，该方法包括：
(a)在790-1825kPa-a，优选790-1450kPa-a，更优选790-1400kPa-a，甚至更优选790-1200kPa-a，最优选790-1100kPa-a的压力和25-250℃的温度下以0.1-0.9m/s的线速度将至少99wt％呈液相的烃原料供给提供在对流段中的第一组换热管；
(b)将该烃原料预热以形成温度低于350℃的经预热烃产物；
(c)将该经预热烃产物的至少一部分与第一稀释剂料流一起供给第二组换热管以使该烃原料的至少一部分汽化以形成温度为350-500℃并包含至少1wt％液体的蒸汽-液体混合物，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量；
(d)将得自步骤(c)的蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；
(e)将得自步骤(d)的蒸汽级分的至少一部分供给第三组换热管并进一步供给该蒸汽裂化炉的辐射段以形成含轻质烯烃的产物，
其中该烃原料包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、馏出液、直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油残油掺合物和低硫蜡状残油。
在一些实施方案中，蒸汽-液体混合物具有400-500℃的温度并包含至少2wt％液体，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，并且其中烃原料的50-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。在其它实施方案中，蒸汽-液体混合物具有425-500℃的温度并包含至少3wt％液体，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，并且其中烃原料的40-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。在还有的其它实施方案中，蒸汽-液体混合物具有435-500℃的温度并包含至少4wt％液体，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，并且其中烃原料的30-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。在还有的其它实施方案中，蒸汽-液体混合物具有450-500℃的温度并包含至少5wt％液体，基于该蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，并且其中烃原料的10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
现提供适合于将烃原料蒸汽裂化成轻质烯烃的设备，其中烃原料的10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾，该设备包括：
(a)包括适合于提供辐射热和热烟道气的辐射段燃烧器和具有第一组、第二组和第三组换热管的对流段的蒸汽裂化炉；
(b)以0.1-0.9m/s的线速度将烃原料供给该第一组换热管的装置；
(c)维持离开该第一组热交换的烃原料处于小于350℃的温度的装置；
(d)将第一稀释剂料流与得自(c)的经预热烃产物的至少一部分一同供给该第二组换热管的装置，该第二组换热管适合于使该烃原料的小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；
(e)维持离开该第二组换热管的蒸汽-液体混合物处于350-500℃的温度的装置；
(f)适合于将得自步骤(e)的蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分的容器；和
(g)将得自步骤(f)的蒸汽级分的至少一部分供给该第三组换热管的装置。
附图简述
图1是本公开内容的蒸汽裂化炉的示意性工艺流程图。
发明详述
本公开内容涉及将烃原料加热和蒸汽裂化以产生轻质烯烃，例如乙烯和/或丙烯的方法。蒸汽裂化炉的典型产物包括，但不限于，乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、苯、氢气、甲烷及其它相关烯属、烷属和芳族产物。乙烯是主要产物，通常为15-30wt％，基于汽化原料的重量和组成。本公开内容的方法包括将烃预热，将该经预热烃与包含蒸汽、水、N2、H2和烃(一种或多种)中的至少一种的稀释剂料流混合以形成混合物，将该混合物进一步预热以形成蒸汽-液体混合物，在容器中将该蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分，和将该蒸汽级分的至少一部分供给蒸汽裂化炉用于进一步加热和裂化。
除非本公开内容中另有说明，所有百分率、份数、比例等按重量计。提到的化合物或组分包括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。另外，当量、浓度或其它值或参数作为一系列上限优选值和下限优选值给出时，这应理解为具体公开了由任一对上限优选值和下限优选值形成的所有范围，不管所述范围是否单独公开。
本文所使用的″低挥发性组分″(有时称为不挥发性组分或残油)是烃原料的根据ASTM D-2887测量的标称沸点在590℃以上的级分。本公开内容非常适合于含0.01-90wt％低挥发性组分的烃原料。本文所使用的″焦炭前体″是烃原料的根据ASTM D-2887测量的标称沸点在760℃以上的级分。本公开内容非常适合于含0.01-90wt％焦炭前体的烃原料。烃原料的沸点分布是通过气相色谱蒸馏(GCD)根据ASTMD-2887测量的。
本文所使用的术语″基本上液相″是指至少99wt％，优选至少99.5wt％，甚至更优选至少99.9wt％，最优选至少99.99wt％是液相。例如，呈基本上液相的料流是指该料流的至少99wt％，优选至少99.5wt％，甚至更优选至少99.9wt％，最优选至少99.99wt％呈液相。
本文所使用的术语″蒸汽级分″是指大部分，优选至少75wt％，更优选至少90wt％，甚至更优选至少95wt％呈气相的级分。本文所使用的术语″液体级分″是指大部分，优选至少75wt％，更优选至少90wt％，甚至更优选至少95wt％呈液相的级分。
本文所使用的术语″大部分地″或″大部分″是指多于50wt％。例如，稀释剂料流大部分包含蒸汽，是指该稀释剂料流包含多于50wt％蒸汽。
烃原料
烃原料可以包含至少一部分，例如0.01-90wt％，1-90wt％，或5-90wt％低挥发性组分和焦炭前体。此类原料可以包括，作为非限制性实例，以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油(heating oil)、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、费-托液体、费-托瓦斯油、费-托蜡、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、宽沸程石脑油至瓦斯油凝析油、来自精炼厂的重质非直馏烃料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油/残油掺合物、烃气/残油掺合物、氢气/残油掺合物、瓦斯油/残油掺合物、原油和低硫蜡状残油。
烃原料可以具有至少315℃，一般大于510℃，通常大于590℃，例如大于760℃的标称终沸点。经济上优选的原料一般是低硫蜡状残油、常压残油、被原油污染的石脑油、各种残油掺合物和原油。
气至液(Gas to Liquid，GTL)技术，例如制备中间馏出液的SMDS、AGC-21和SSPD方法显示燃料替代物和更高价值产品的重大潜力。任何费-托气至液方法的产物可以进一步经历处理，任选地加氢处理，分馏成费-托液体(也称作费-托石脑油)、费-托瓦斯油(也称作费-托气体)和费-托蜡。通过这些GTL方法产生的费-托石脑油、费-托瓦斯油和费-托蜡对蒸汽裂化应用是有吸引力的，原因在于它们高的正链烷烃组分浓度。费-托液体和费-托气体的高链烷烃含量允许它们在对于常规原料不常见的非常高的强度(severity)下裂化。
在一些实施方案中，本公开内容的方法发现可用于加工包含至少1wt％费-托液体、费-托气体、费-托蜡、原油、原油级分中的至少一种的原料。在其它实施方案中，本公开内容的方法发现可用于加工包含至少1wt％费-托液体残油、费-托气体残油、费-托液体的级分和费-托气体的级分中的至少一种的原料。
方法描述
下面同时参照说明本公开内容的许多实施方案之一的图1描述了本公开内容。应该理解的是，本公开内容的范围可以包括在每个所述方法步骤之间或在方法步骤内的所述源和目标之间的任何数量和类型的方法步骤。
蒸汽裂化炉可以是用于制备较低分子量烯烃而操作的任何类型的常规烯烃蒸汽裂化炉，特别包括管状蒸汽裂化炉。蒸汽裂化炉的对流区内的管子可以排列为并联换热管组，或这些管子可以经排列以便原料一遍或多遍穿过对流区。在入口，原料可以在多个单通道(singlepass)管子当中分流，或可以供给一个单通道管子，所有原料经过该管子从入口流到该管子的出口，更优选穿过整个对流区。优选地，第一预热区包括布置在蒸汽裂化炉的对流区中的至少一个单通道换热管组。在一个优选的实施方案中，对流区包括少于20通道的管子，该管子具有烃原料流经的两个或更多个组。在每一组内，管子可以按盘管或蛇管型排列排列在一排内，并且每一组可以具有数排管子。
布置在可用于本公开内容的蒸汽裂化炉的对流区中的换热管的通道(pass)数为1-20。在一些实施方案中，布置在可用于本公开内容的蒸汽裂化炉的对流区中的换热管的通道数是2、4、6、8、10、12、14、16、18或20。在其它实施方案中，布置在可用于本公开内容的蒸汽裂化炉的对流区中的换热管的通道数是1、3、5、7、9、11、13、15、17或19。
在一些实施方案中，可用于本公开内容的蒸汽裂化炉1包括对流段3和辐射段13，如图1所示。辐射段13包括提供辐射热和热烟道气12的辐射式燃烧器。蒸汽裂化炉1的对流段3包括第一预热区5和第二预热区11。第一预热区5包括第一预热段7和第二预热段9。第一预热区和第二预热区包括多组换热管。在一个实施方案中，第一预热段7包括第一组换热管15，第二预热段9包括第二组换热管17，第二预热区11包括第三组换热管19。蒸汽裂化炉1还包括容器53。应该理解的是，蒸汽裂化炉1可以包括许多工艺设备，例如泵(一个或多个)、阀门(一个或多个)、注入点(一个或多个)、仪表(一个或多个)、量表(一个或多个)和控制装置(一个或多个)。
将包含至少一部分，例如0.01-90wt％，1-90wt％或5-90wt％低挥发性组分和焦炭前体的烃原料31供给蒸汽裂化炉1的对流段3中的第一预热区5的第一预热段7并在其中预热。烃原料的加热可以通过本领域中普通技术人员已知的任何形式进行。然而，优选加热包括让在第一预热段7中的烃原料与来自该炉子辐射段13的热烟道气12间接接触。作为非限制性实例，这可以通过让烃原料穿过位于第一预热段7内的第一组换热管15来进行。
维持将烃原料供给对流区中的第一预热段的入口时的压力以确保压力小于1825kPa-a，优选小于1480kPa-a，更优选小于1400kPa-a，最优选小于1200kPa-a。在一些实施方案中，维持将烃原料供给对流区中的第一预热段的入口时的压力和温度以确保压力在790-1825kPa-a，更优选790-1480kPa-a，仍更优选790-1450kPa-a，甚至更优选790-1400kPa-a，仍甚至更优选790-1200kPa-a，最优选790-1100kPa-a的范围内且温度在25-250℃，通常50℃-200℃的范围内。控制将烃原料供给对流区中的第一预热段的入口时的进料速率以维持该烃原料的入口线速度小于1.1m/s，优选小于1m/s，更优选小于0.9m/s，仍更优选0.05-0.9m/s，仍更优选0.1-0.9m/s，甚至更优选0.2-0.8m/s。
在本公开内容的优选的实施方案中，烃原料的入口线速度小于0.9m/s。在其它实施方案中，烃原料的入口线速度是0.05-0.9m/s。烃原料的下面入口线速度是有用的入口线速度下限：0.05、0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7和0.8。烃原料的以下入口线速度是有用的入口线速度上限：0.9、0.8、0.7、0.6、0.5、0.4、0.3、0.2和0.1。烃原料的入口线速度理想地落入任一上述下限和任一上述上限之间的范围内，只要下限小于或等于上限。烃原料的入口线速度可以在一个实施方案中以0.05-1，或者0.1-0.5，或者0.4-0.9，或者0.5-0.85，或者0.2-0.5，或者在另一个实施方案中以0.6-0.5的数量存在。
令人惊奇地发现，在第一预热区的第一预热段中的焦炭形成是可忽略的。另外，只要烃原料的至少1wt％呈液相离开第一预热区，将使第一预热区中的焦炭形成最小化。因此，可以选择烃原料的入口线速度以维持最佳传热效率和低压降。特定原料的合适线速度既改进传热效率又降低第一预热段下游的压降。
经预热的烃原料33离开第一预热段7，然后任选地与流体35混合。该流体可以是液态烃、水、蒸汽或它们的混合物。优选的流体是水。该流体的温度可以低于、等于或大于经预热的原料的温度。经预热烃原料和流体的混合可以在蒸汽裂化炉1的内部或外部进行，但是优选在该炉子外部进行。可以使用本领域已知的任何混合设备进行混合。
经预热的原料在100-350℃，优选150-325℃，更优选160-300℃，最优选170-300℃的温度下离开第一组换热管15。在一个优选实施方案中，经预热烃原料33以基本上液相离开第一预热段7。
在一个优选的实施方案中，根据本公开内容，将第一稀释剂料流37与经预热烃原料混合。在一些实施方案中，第一稀释剂料流包含蒸汽、水、氮气、氢气和烃中的至少一种。优选地，第一稀释剂料流包含蒸汽和水中的至少一种。优选可以将第一稀释剂料流注入经预热烃原料中，然后所得的料流混合物进入蒸汽裂化炉1的对流段3中的第一预热区5的第二预热段9，以便通过辐射段烟道气额外地加热。
第一稀释剂料流可以具有大于、小于或等于经预热烃原料的温度，但是优选大于经预热烃原料的温度并用来使该经预热烃原料部分地汽化。或者，将第一稀释剂料流过度加热，然后将它注入经预热烃原料。
在蒸汽裂化炉1的对流段3中的第二预热区9中将经预热烃原料、第一稀释剂料流和任选的流体的混合物进一步加热以产生蒸汽-液体混合物。作为非限制性实例，可以通过让原料混合物穿过位于第二预热区9内的第二组换热管17实现加热并因此通过来自该炉子辐射段的热烟道气进行加热。经如此加热的混合物39作为混合物料流离开该对流段。
通过原料中挥发物的最高回收/汽化限制蒸汽-液体混合物料流39的温度，同时避免炉管中的结焦或将混合物从容器输送到该炉子的管道和容器中的结焦。气-液料流39的温度的选择还由原料的组成决定。当原料含有较高量的较轻质烃时，该混合物料流39的温度可以较低。当原料包含较高量的低挥发性烃时，蒸汽-液体混合物料流39的温度应该较高。通过小心地选择混合物料流温度，本公开内容可以应用于各种各样的原料。
通常，将蒸汽-液体混合物料流39的温度设定并控制在315-510℃，优选370-490℃，更优选400-480℃，最优选430-475℃。这些值将随沸点曲线和原料中的富集挥发物改变。
基于蒸汽-液体混合物料流39中的烃的总重量计算该蒸汽-液体混合物料流39中的液相的量。蒸汽-液体混合物料流39包含至少1wt％液体。通过原料中挥发物的最高回收/汽化限制蒸汽-液体混合物料流39中液相的量，同时避免炉管中的结焦或将混合物从容器输送到该炉子的管道和容器中的结焦。气-液料流39的液体含量的选择还由原料的组成决定。当原料包含较高量的较轻质烃时，混合物料流39的液体含量可以设置得较低。当原料包含较高量的低挥发性烃时，蒸汽-液体混合物料流39的液体含量应该设置得较高。通过小心地选择混合物料流的液体含量，本公开内容可以应用于各种各样的原料。
在一些实施方案中，蒸汽-液体混合物料流的液体含量是1wt％-99wt％。在其它实施方案中，蒸汽-液体混合物料流的液体含量是2wt％-60wt％。在还有的其它实施方案中，蒸汽-液体混合物料流的液体含量是5wt％-30wt％。蒸汽-液体混合物料流的以下液体含量是有用的液体含量下限：1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12和15。蒸汽-液体混合物料流的以下液体含量是有用的液体含量上限：99、90、80、70、60、50、40、30、25、20和15。蒸汽-液体混合物料流的液体含量理想地落入任一上述下限和任一上述上限之间的范围内，只要下限小于或等于上限。
在一个优选的实施方案中，首先在一组换热管43中将包含蒸汽、水、氮气、氢气和烃中的至少一种，优选大部分蒸汽和/或水的稀释剂料流41加热到所需温度，优选过度加热。所得的稀释剂料流45从对流段3排出并任选地，分流成第二稀释剂料流47和旁路稀释剂料流49，该第二稀释剂料流47与从第二预热段9排出的蒸汽-液体混合物39在容器53之前混合，该旁路稀释剂料流49绕过该容器并改为与该容器的蒸汽级分混合，然后在该炉子的辐射段中将该蒸汽级分裂化。在一个实施方案中，本公开内容可以让所有稀释剂料流45用作闪蒸第二稀释剂料流47来进行操作，而无旁路料流49。或者，本公开内容可以让所有稀释剂料流45导向旁路料流49来进行操作，而无第二稀释剂料流47。在一个优选的实施方案中，根据本公开内容，第二稀释剂料流47与旁路料流49之比应该优选为1∶20-20∶1，最优选1∶2-2∶1。将该第二稀释剂料流47与蒸汽-液体混合物料流45混合以形成闪蒸料流51，然后在容器53中闪蒸。
优选地，在分流并与蒸汽-液体混合物混合之前将第二稀释剂料流在炉子对流区中的过热段43中过度加热。向蒸汽-液体混合物料流39添加闪蒸料流47确保该混合物在进入容器53之前几乎所有挥发性组分汽化。
然后将蒸汽-液体混合物和第二稀释剂料流的混合物51引入容器53以便分离成两个级分：大部分包含挥发性烃的蒸汽级分和大部分包含低挥发性烃的液体级分。优选从容器53将蒸汽级分作为塔顶蒸汽料流55移除。优选地，将蒸汽料流55送回到蒸汽裂化炉1的对流段3的第二预热区11以便任选地加热并进一步经由连通管59供给该蒸汽裂化炉的辐射段以便裂化。从容器53将分离的液体级分作为塔底部料流流57移除。
闪蒸在至少一个容器中进行。优选地，闪蒸是有或者没有回流的单级方法。容器53通常在275-1400kPa-a压力下操作并且其温度通常等于或略低于混合物51在进入容器53之前的温度。通常，容器53的压力是275-1400kPa-a并且温度是310-510℃。优选地，容器53的压力是600-1100kPa-a并且温度是370-490℃。更优选，容器53的压力是700-1000kPa-a并且温度是400-480℃。最优选，容器53的压力是700-760kPa-a并且温度是430-480℃。取决于闪蒸料流的温度，通常，使进入容器53的混合物的50-95％汽化到容器53的上部，优选60-95％，更优选65-95％，最优选70-95％。
在容器53中，蒸汽级分55通常含有小于400ppm焦炭前体，优选小于100ppm，更优选小于80ppm，最优选小于50ppm。蒸汽级分非常富含挥发性烃(例如，55-70vol.％)和蒸汽(例如，30-45vol.％)。该气相的终沸点通常在760℃以下。
优选通过来自蒸汽裂化炉的辐射段的烟道气12在蒸汽裂化炉下部对流段11将从容器53连续移除的蒸汽级分料流55过度加热到例如，430-650℃的温度。然后将该蒸汽级分引入蒸汽裂化炉的辐射段以裂化。
可以任选地将从容器53移除的蒸汽级分料流55与旁路蒸汽料流49混合，然后引入该炉子下部对流段11中。
设备实施方案
现提供适合于将烃原料蒸汽裂化成轻质烯烃的设备，包括
(a)包括适合于提供辐射热和热烟道气的辐射段燃烧器和包括第一组、第二组和第三组换热管的对流段的蒸汽裂化炉；
(b)以0.1-0.9m/s的线速度将烃原料供给第一组换热管的装置；
(c)维持离开该第一组热交换的烃原料处于小于350℃的温度的装置；
(d)将第一稀释剂料流与得自(c)的经预热烃产物的至少一部分一同供给该第二组换热管的装置，该第二组换热管适合于使该烃原料的小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；
(e)维持离开该第二组换热管的蒸汽-液体混合物处于350-500℃的温度的装置；
(f)适合于将得自步骤(e)的蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分的容器；和
(g)将得自步骤(f)的蒸汽级分的至少一部分供给该第三组换热管并进一步供给该蒸汽裂化炉的辐射段的装置。
步骤(b)和(g)中的供给装置可以是任何常规的泵送机构，或输送材料的管道。步骤(c)和(e)中的维持装置可以是任何常规的用于控制温度、压力、流速、反馈控制和/或控制阀(一个或多个)的机构。将离开第二组换热管的蒸汽-液体混合物维持在350-500℃的温度的一种机构是在(d)之前将流体，例如水注射到得自(c)的经预热烃产物中。步骤(f)中的容器可以是任何类型的能够将得自步骤(e)的蒸汽-液体混合物分离成蒸汽级分和液体级分的容器、罐或鼓。在一个实施方案中，步骤(f)中的容器是闪蒸鼓。在本公开内容的另一个实施方案中，步骤(f)中的容器是柱、管道、蒸馏塔、闪蒸塔和罐中的至少一种。
实施例
以下实施例说明本公开内容的一些实施方案但不打算限制本公开内容的范围。对比实施例1、2、3、4和实施例1、2、3和4是使用模型建立程序Simulated Sciences ProVision Version 6.0和7.1模拟的预示实施例，其中ProVision Version 7.1用于水力学模拟。实施例2A和实施例4A是工厂设备中获得的结果。
以下原料A、B1、C和D1用于如表1所示的模拟。原料B2和D2在实施例2A和4A中试验。使用1)用于液体体积百分率沸点曲线的ASTM D 86(在大气压下蒸馏石油产品的标准试验方法)；和/或2)用于重量百分率沸点曲线的ASTM D 2887(通过气相色谱测量石油级分沸程分布的标准试验方法)法表征这些原料，该重量百分率沸点曲线是温度相对质量％蒸馏曲线的曲线图，该蒸馏曲线对应于限定在15/5(15个理论塔板，5∶1回流比)或TBP的实验室技术。所有分子量值是重均分子量。
表1
  原料   A   B1   B2   C   D1   D2
  比重(g/ml)   0.8769   0.821   0.8302   0.8566   0.9082   0.8787
  D86IBP(0.5vol％)，(℃)   63   62   122   236   309   277
  D865vol％，(℃)   143   315
  D8610vol％，(℃)   131   99   172   290   362   346
  D8620vol％，(℃)   219   377
  D8630vol％，(℃)   225   159   257   319   403   398
  D8640vol％，(℃)   288   413
  D8650vol％，(℃)   307   240   318   342   434   431
  D8660vol％，(℃)   347   455
  D8670vol％，(℃)   400   316   375   364   466   490
  D8680vol％，(℃)   405   553
  D8690vol％，(℃)   535   472   456   394   508   711
  D8695vol％，(℃)   515   815
  D86EP(99.5vol％)，(℃)   662   626   643   440   546   871
  分子量，   210   163   250   293   422   479
  TBP(15/5)IBP(0.5wt％)，(℃)   -1   -11   79   196   251   208
  TBP(15/5)5wt％，(℃)   79   35   119   232   335   307
  TBP(15/5)10wt％，(℃)   119   73   154   287   360   346
  TBP(15/5)20wt％，(℃)   186   118   219   316   396   388
  TBP(15/5)30wt％，(℃)   238   157   264   324   421   416
  TBP(15/5)40wt％，(℃)   285   221   301   333   442   437
  TBP(15/5)50wt％，(℃)   333   251   336   350   462   457
  TBP(15/5)60wt％，(℃)   384   289   368   366   482   485
  TBP(15/5)70wt％，(℃)   438   350   401   378   503   534
  TBP(15/5)80wt％，(℃)   500   425   438   389   529   626
  TBP(15/5)90wt％，(℃)   606   535   503   413   558   847
  TBP(15/5)95wt％，(℃)   685   630   590   440   580   950
  TBP(15/5)EP(99.5wt％)，(℃)   799   777   959   465   621   1032
  粘度49℃，896kPa-a，(CP)   4.1564   1.708   3.21   5.0996   37.479   42.21
对比实施例1
具有上表1所列性能的原料A(原油原料)用作这一实施例的烃原料。在127℃的温度、2413kPa-a的压力和111.8吨/小时的速率下将具有比重0.8769ml/g和平均分子量210的这种原油原料A供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料A通过具有八排管子的第一组换热管15。以1.28m/s的线速度将原料A供给第一组对流段换热管15的进口。该原料A被加热到181℃的温度并在都呈液相下以2393kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约21kPa。
该经加热的原料A呈液相离开第一组换热管15并与30吨/小时的蒸汽流混合。在与蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有71wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。
随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，该换热管17的管子直径比第一组换热管15的管子直径大大约13％。以12m/s的线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到458℃的温度，并在该温度和大约952kPa-a的压力下离开该第二组换热管17。在该第二组换热管17的出口处，离开第二组换热管17的液体重量百分率此时降低至整个料流的10wt％。横穿对流段中的第二组换热管17的压降为大约1448kPa。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17的总压降是1469kPa。
该蒸汽-液体混合物以大约35m/s的线速度离开蒸汽裂化炉的对流段中的第二组换热管17并与大约2.7吨/小时的在952kPa-a的压力下被过度加热至482℃的蒸汽流混合。所得的蒸汽-液体混合物在458℃的温度和811.7kPa-a的压力下流向蒸汽-液体分离器53并由于过热蒸汽的添加而具有占整个料流的7wt％的液体重量百分率。
实施例1
具有上表1所列性能的原料A(原油原料)用作这一实施例的烃原料。在127℃的温度、958kPa-a的压力和111.8吨/小时的速率下将具有比重0.8769ml/g和平均分子量210的这种原油原料A供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料A通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.55m/s的线速度将原料A供给第一组对流段换热管15的进口。该原料A被加热到181℃的温度并在都呈液相下以967kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约-9kPa(这种负压降部分地归因于重力)。
该经加热的原料A呈液相离开该第一组换热管15并与处于1142kPa-a和211℃的30.5吨/小时的蒸汽流混合。在与蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有70.6wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17。以11.9m/s的线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到458℃的温度，并在该温度和大约819kPa-a的压力下离开该第二组换热管17。在该第二组换热管17的出口处，离开该第二组换热管17的烃原料的液体重量百分率此时降低至整个料流的10wt％。横穿对流段中的第二组换热管17间压降为大约145kPa。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17的总压降是136kPa。
该蒸汽-液体混合物以大约34.7m/s的线速度离开蒸汽裂化炉的对流段中的第二组换热管17并与大约2.7吨/小时的在819kPa-a的压力下被过度加热至482℃的蒸汽流混合。所得的蒸汽-液体混合物在458℃的温度和811.7kPa-a的压力下流向蒸汽-液体分离器53并由于过热蒸汽的添加而具有占整个料流的7wt％的液体重量百分率。
对比实施例2
具有上表1所列性能的原料B1(轻质原油原料)用作这一实施例的烃原料。在88℃的温度、1896kPa-a的压力和93.4吨/小时的速率下将具有比重0.821ml/g和平均分子量163的这种原油原料B1供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料B1通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以1.23m/s的线速度将原料B1供给第一组对流段换热管15的进口。该原料B1被加热到144℃的温度并在都呈液体下以1875kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约21kPa。
该经加热的原料B1呈液相离开第一组换热管15并与27吨/小时的蒸汽流混合。在与蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有63wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。
随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，该换热管17的管子直径比第一组换热管15的管子直径大大约19.4％。以10m/s的线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到446℃的温度，并在该温度和大约855kPa-a的压力下离开该第二组换热管17。在该第二组换热管17的出口处，离开该第二组换热管17的液体重量百分率此时降低至整个料流的5wt％。横穿对流段中的第二组换热管17的压降为大约1027kPa。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17的总压降是1048kPa。
该蒸汽-液体混合物以大约26m/s的线速度离开蒸汽裂化炉的对流段中的第二组换热管17并与大约5.5吨/小时的在855kPa-a的压力下被过度加热至473℃的蒸汽流混合。所得的蒸汽-液体混合物在446℃的温度和889.5kPa-a的压力下流向蒸汽-液体分离器53并由于过热蒸汽的添加而具有占整个料流的4wt％的液体重量百分率。
实施例2
具有上表1所列性能的原料B1(轻质原油原料)用作这一实施例的烃原料。在88℃的温度、979kPa-a的压力和93.4吨/小时的速率下将具有比重0.821ml/g和平均分子量163的这种原油原料B1供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料B1通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.49m/s的线速度将原料B1供给第一组对流段换热管15的进口。该原料B1被加热到144℃的温度并在都呈液体下以989kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约-10kPa(这种负压降部分地归因于重力)。
该经加热的原料B1呈液相离开该第一组换热管15并与处于1142kPa-a和211℃的26.6吨/小时的蒸汽流混合。在与蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有63wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。
随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，该换热管17的管子直径比第一组换热管15的管子直径大大约44％。以10.5m/s的线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到446℃的温度，并在该温度和大约896kPa-a的压力下离开该第二组换热管17。在该第二组换热管17的出口处，离开第二组换热管17的液体重量百分率此时降低至整个料流的5wt％。横穿对流段中的第二组换热管17的压降为大约117kPa。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17的总压降是107kPa。
该蒸汽-液体混合物以大约26.4m/s的线速度离开蒸汽裂化炉的对流段中的第二组换热管17并与大约5.5吨/小时的在896kPa-a的压力下的被过度加热至473℃的蒸汽流混合。所得的蒸汽-液体混合物在446℃的温度和889.5kPa-a的压力下流向蒸汽-液体分离器53并由于过热蒸汽的添加而具有占整个料流的4wt％的液体重量百分率。
实施例2A
具有上表1所列性能的原料B2(轻质原油原料)用作这一实施例的烃原料。在115℃的温度、大约1355kPa-a的压力和61.5吨/小时的速率下将具有比重0.8302ml/g的这种轻质原油原料B2供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料B2通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.36m/s的线速度将原料B2供给第一组对流段换热管15的进口。该原料B2在对流段3中的第一组换热管15中被加热并呈估算的96wt％液相离开。
将离开该第一组换热管15的经加热原料B2与11.6吨/小时的处于2999kPa-a和138℃的水流和2.4吨/小时处于1138kPa-a和191℃的蒸汽流混合。在与水和蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有估算的77wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。
随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17。以大约1.07m/s的估算线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到421℃的温度，并在该温度和大约834kPa-a的压力下离开第二组换热管17。在该第二组换热管17的出口处，离开第二组换热管17的液体重量百分率此时降低至整个料流的经估算的8wt％。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17二者的压降为大约521kPa。
对比实施例3
具有上表1所列性能的原料C(重质常压瓦斯油(HAGO)原料)用作这一实施例的烃原料。在99℃的温度、910kPa-a的压力和95吨/小时的速率下将具有比重0.8566ml/g和平均分子量293的这种原料C供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料C通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以1.33m/s的线速度将原料C供给第一组对流段换热管15的进口。该原料C被加热到256℃的温度并在都呈液体下以862kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约48kPa。
该经加热的原料C呈液相离开该第一组换热管15并具有32m/s的线速度。
实施例3
具有上表1所列性能的原料C(重质常压瓦斯油(HAGO)原料)用作这一实施例的烃原料。在99℃的温度、876kPa-a的压力和95吨/小时的速率下将具有比重0.8566ml/g和平均分子量293的这种原料C供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料C通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.82m/s的线速度将原料C供给第一组对流段换热管15的进口。该原料C被加热到256℃的温度并在都呈液体下以862kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约14kPa。
该经加热的原料C呈液相离开该第一组换热管15并具有31.7m/s的线速度。
对比实施例4
具有上表1所列性能的原料D1(低硫真空瓦斯油(LSVGO)原料)用作这一实施例的烃原料。在110℃的温度、724kPa-a的压力和68吨/小时的速率下将具有比重0.9082ml/g和平均分子量422的这种原料D1供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料D1通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以1.31m/s的线速度将原料D1供给第一组对流段换热管15的进口。该原料D1被加热到292℃的温度并在都呈液相下以683kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约217kPa。
该经加热的原料D1呈液相离开该第一组换热管15并具有17m/s的线速度。
实施例4
具有上表1所列性能的原料D1(低硫真空瓦斯油(LSVGO))用作这一实施例的烃原料。在110℃的温度、730kPa-a的压力和68吨/小时的速率下将具有比重0.9082ml/g和平均分子量422的这种原料D1供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料D1通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.3m/s的线速度将原料D1供给第一组对流段换热管15的进口。该原料D1被加热到292℃的温度并在都呈液相下以758kPa-a的压力离开。横穿对流段中的第一组换热管15的压降为大约-28kPa(这种负压降部分地归因于重力)。
该经加热的原料D1呈液相离开该第一组换热管15并具有17.4m/s的线速度。
实施例4A
具有上表1所列性能的原料D2(低硫蜡状残油(LSWR)原料)用作这一实施例的烃原料。在93℃的温度、大约925kPa-a的压力和65吨/小时的速率下将具有比重0.8787ml/g的这种轻质原油原料D2供给对流段3中的第一组换热管15的进口。让此时都是液体的原料D2通过具有管子的八个平行通道的第一组换热管15。以0.44m/s的线速度将原料D2供给第一组对流段换热管15的进口。该原料D2在对流段3中的第一组换热管15中被加热并呈估算的100wt％液相离开。
将离开该第一组换热管15的经加热原料D2与2.6吨/小时的处于1100kPa-a和120℃的水流和15.6吨/小时处于925kPa-a和210℃的蒸汽流混合。在与水和蒸汽混合后，使该烃原料的一部分汽化以形成具有估算的94.6wt％液相的蒸汽-液体混合物，基于烃原料和蒸汽的合并料流的总重量。
随后将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17。以大约23.75m/s的估算线速度将该蒸汽-液体混合物供给第二组换热管17，其中该蒸汽-液体混合物被进一步加热到455℃的温度，并在该温度和大约827kPa-a的压力下离开第二组换热管17。在第二组换热管17的出口处，离开第二组换热管17的液体重量百分率此刻降低至估算的32wt％，基于整个料流中的烃的总重量(估算的25wt％液相，基于整个料流的总重量)。横穿对流段中第一组换热管15和第二组换热管17二者的压降为大约98kPa。
下表(表2)列出了对比实施例1-4和实施例1-4的所有压降。概括地说，通过以小于1.1m/s的线速度将原料供给第一组换热器，可以获得横穿第一组，特别是第二组换热器的更低的压降。实施例1和2的第二组换热管的压降比对比实施例1和2的第二组换热管的压降小大约9倍。由于低压降，本公开内容的方法具有以更低入口压力供应烃原料的优点，这节约蒸汽裂化过程所要求的能量。另外，更低入口压力导致第一组和第二组换热管出口处更低的出口压力，这具有以更低压力使用第一和第二稀释剂料流的优点。通过降低第一和第二稀释剂料流所要求的压力，本公开内容的方法提供节能和蒸汽裂化效率的优点。
表2
  第一组换热管的压降(kPa)   第二组换热管的压降(kPa)  第一组和第二组换热管的总压降(kPa)
 对比实施例1   21   1448  1469
 实施例1   -9   145  136
 对比实施例2   21   1027  1048
 实施例2   -10   117  107
 实施例2A  521
 对比实施例3   48   NA  NA
 实施例3   14   NA  NA
 对比实施例4   41   NA  NA
 实施例4   -28   NA  NA
 实施例4A  98
从上述描述，本领域技术人员可以容易地确定本公开内容的基本特征，并且在不脱离本公开内容的精神和范围的情况下，可以对本公开内容作出各种改变和修改以使它适应各种使用和条件。
虽然已经参考特定的实施方案对本发明进行了描述和说明，但是本领域普通技术人员将理解本公开内容适用于不一定在本文中说明的变化。因此，则应该仅根据所附权利要求书来确定本发明的真实范围。

Claims (43)

1.烃原料的处理方法，包括：
a.以等于或小于0.9m/s的线速度将所述烃原料供给蒸汽裂化炉的对流段中的第一预热区；
b.在所述第一预热区中将所述烃原料预热以使所述烃原料的小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；
c.将所述蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；和
d.将所述蒸汽级分的至少一部分供给所述蒸汽裂化炉。
2.权利要求1的方法，其中以基本上液相供应所述烃原料。
3.权利要求1或2的方法，其中所述第一对流段包括多组换热管和所述烃原料在所述管子内流动。
4.权利要求1或2的方法，其中所述线速度在0.05-0.85m/s的范围内。
5.权利要求4的方法，其中所述线速度在0.1-0.80m/s的范围内。
6.权利要求1或2的方法，其中所述第一预热区包括第一预热段和第二预热段，其中在790-1480kPa-a的压力和25-250℃的温度下将所述烃原料供给所述第一预热段以形成以100-350℃的温度离开所述第一预热段的经预热烃产物，和然后将所述经预热烃产物的至少一部分与第一稀释剂料流一起供给所述第二预热段以形成以350-500℃的温度离开所述第一预热段的所述蒸汽-液体混合物，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，至少1wt％所述蒸汽-液体混合物呈液相，和基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，至少60wt％所述蒸汽-液体混合物呈气相。
7.权利要求1或2的方法，其中所述烃原料包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、费-托液体、费-托气体、费-托蜡、馏出液、原油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油残油掺合物和低硫蜡状残油。
8.权利要求1或2的方法，其中所述烃原料的10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
9.权利要求1或2的方法，其中所述经预热烃产物是基本上液相的。
10.权利要求6的方法，其中所述第一稀释剂料流包含至少一种蒸汽和水。
11.权利要求1或2的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有400-500℃的温度并包含至少2wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的50-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
12.权利要求11的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有425-500℃的温度并包含至少3wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的40-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
13.权利要求12的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有435-500℃的温度并包含至少4wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的30-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃下沸腾。
14.权利要求13的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有450-500℃的温度并包含至少5wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
15.权利要求1或2的方法，还包括将液态水、任选的烃注入所述第一预热区中的所述烃原料。
16.权利要求1或2的方法，还包括在所述步骤(c)之前将第二稀释剂料流与所述蒸汽-液体混合物混合。
17.权利要求16的方法，其中第二稀释剂料流包含蒸汽。
18.权利要求17的方法，其中所述第二稀释剂料流是过热蒸汽。
19.权利要求1或2的方法，其中所述步骤(d)包括将所述蒸汽级分供给所述对流段中的第二预热区并进一步供给所述蒸汽裂化炉的辐射段。
20.权利要求19的方法，还包括在将所述蒸汽级分供给第二预热区之前将第三稀释剂料流与所述蒸汽级分混合。
21.在具有对流段的蒸汽裂化炉中裂化烃原料的方法，所述对流段包括第一组、第二组和第三组换热管，所述方法包括：
a.以等于或小于0.9m/s的入口线速度将含至少1wt％低挥发分性组分和至少0.1wt％焦炭前体的所述烃原料供给提供在所述对流段中的所述第一组换热管，
b.将所述烃原料预热以形成温度低于350℃的经预热烃产物；
c.将所述经预热烃产物的至少一部分与第一稀释剂料流一起供给所述第二组换热管以使所述烃原料的至少一部分汽化而形成温度为350-500℃并包含至少1wt％液体的蒸汽-液体混合物，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量；
d.将得自步骤(c)的所述蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；和
e.将得自步骤(d)的所述蒸汽级分的至少一部分供给所述第三组换热管。
22.权利要求21的方法，还包括在步骤(d)之前将第二稀释剂料流混合到所述蒸汽-液体混合物中。
23.权利要求21或22的方法，还包括在步骤(e)之前将所述蒸汽级分与包含蒸汽的第三稀释剂料流混合。
24.权利要求21或22的方法，其中所述烃原料的10-95％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
25.权利要求21或22的方法，其中所述烃原料具有根据ASTMD-2887测量的至少310℃的标称最终沸点。
26.权利要求21或22的方法，其中所述烃原料包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、费-托液体、费-托气体、费-托蜡、馏出液、原油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油残油掺合物和低硫蜡状残油。
27.权利要求21或22的方法，其中所述烃原料包括费-托液体、费-托气体、费-托蜡和原油中的至少一种。
28.权利要求21或22的方法，其中所述烃原料包括费-托气体和/或费-托蜡。
29.在具有辐射段燃烧器和对流段的蒸汽裂化炉中将烃原料裂化成轻质烯烃的方法，所述对流段包括第一组、第二组和第三组换热管，所述方法包括：
a.在790-1480kPa-a的压力和25-250℃的温度下以等于或小于0.9m/s的线速度将所述烃原料供给提供在所述对流段中的所述第一组换热管；
b.将所述烃原料预热以形成温度低于350℃的经预热烃产物；
c.将所述经预热烃产物的至少一部分与第一稀释剂料流一起供给所述第二组换热管以使所述烃原料的至少一部分汽化而形成温度为350-500℃并包含至少1wt％液体的蒸汽-液体混合物，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量；
d.将得自步骤(c)的所述蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分；和
e.将得自步骤(d)的所述蒸汽级分的至少一部分供给所述第三组换热管。
30.权利要求29的方法，还包括在步骤(d)之前将第二稀释剂料流混合到所述蒸汽-液体混合物中。
31.权利要求29或30的方法，还包括在步骤(e)之前将所述蒸汽级分与包含蒸汽的第三稀释剂料流混合。
32.权利要求29或30的方法，其中所述烃原料的10-99.99％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
33.权利要求29或30的方法，其中所述容器的压力在276-1379kPa-a之间操作。
34.权利要求29或30的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有400-500℃的温度并包含至少2wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的50-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
35.权利要求35的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有425-500℃的温度并包含至少3wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的40-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
36.权利要求36的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有435-500℃的温度并包含至少4wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的30-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
37.权利要求37的方法，其中所述蒸汽-液体混合物具有450-500℃的温度并包含至少5wt％液体，基于所述蒸汽-液体混合物中的烃的总重量，和其中所述烃原料的10-99.99wt％根据ASTM D-2887测量在590℃以下沸腾。
38.权利要求29或30的方法，其中通过从所述第一组换热管的出口端的压力减去所述第一组换热管的入口端的压力计算的所述第一组换热管的总压降小于100kPa。
39.权利要求29或30的方法，其中通过从所述第二组换热管的出口端的压力减去所述第二组换热管的入口端的压力计算的所述第二组换热管的总压降小于500kPa。
40.权利要求29或30的方法，其中所述烃原料包括以下物质中的一种或多种：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂化油、重整油、残液重整油、费-托液体、费-托气体、费-托蜡、馏出液、原油、常压管式蒸馏釜底部料流、包括底部料流的真空管式蒸馏釜料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、C4/残油掺合物、石脑油残油掺合物和低硫蜡状残油。
41.适合于将烃原料蒸汽裂化成轻质烯烃的设备，包括：
a.包括适合于提供辐射热和热烟道气的辐射段燃烧器和具有第一组、第二组和第三组换热管的对流段的蒸汽裂化炉；
b.以等于或小于0.9m/s的线速度将所述烃原料供给所述第一组换热管的装置；
c.维持离开所述第一组换热管的所述烃原料处于小于350℃的温度的装置；
d.将第一稀释剂料流与得自(c)的经预热烃产物的至少一部分一同供给所述第二组换热管的装置，所述第二组换热管适合于使所述烃原料的小于99wt％汽化而形成蒸汽-液体混合物；
e.维持离开所述第二组换热管的所述蒸汽-液体混合物处于350-500℃的温度的装置；
f.适合于将得自步骤(e)的所述蒸汽-液体混合物的至少一部分分离以形成蒸汽级分和液体级分的容器；和
g.将得自步骤(f)的所述蒸汽级分的至少一部分供给所述第三组换热管的装置。
42.权利要求42的设备，还包括在(f)之前将第二稀释剂料流混入所述蒸汽-液体混合物中的装置。
43.权利要求42或43的设备，还包括在(g)之前将所述蒸汽级分与包含蒸汽的第三稀释剂料流混合的装置。
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