CN101998984A - 利用部分气化和单独控制的热解盘管组由烃原料生产低级烯烃的改进方法 - Google Patents
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Abstract
一种用于由宽沸程烃原料生产低级烯烃的方法，所述方法通过以下进行：使用一个或多个气/液分离装置(40)的组合，和随后在单独的热解辐射管组(61)中热裂化气相，从而生产较高浓度的低级烯烃产物。使与特定原料馏分相关的特定辐射热解盘管组(611)相匹配，以达到具体的目标裂化深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。
Description
技术领域
本发明涉及处理具有宽沸程的烃原料来生产低级烯烃。
背景技术
烃的高温裂解是广泛用于生产烯烃例如乙烯、丙稀、丁烯、丁二烯、和芳烃例如苯、甲苯和二甲苯的石化方法。在到达烯烃装置之前，用于常规烯烃生产装置的初始原料通常经历大量(昂贵)的处理。例如，通常使全部原油首先经历脱盐，之后蒸馏或分馏成多个部分(馏分)例如汽油、煤油、石脑油、常压粗柴油、减压粗柴油(VGO)和沥青(也称为“减压渣油”或“短沸程渣油”或“减压塔底渣油”)。作为生产减压粗柴油和沥青的替代，有时生产这些物质的组合(通常命名为“久沸渣油”或“长沸程渣油”)。减压渣油馏分通常具有在大气压力下在大于1050°F(566℃)的温度下起始的沸程。在从原油或久沸渣油中脱除减压渣油馏分之后，按照惯例，可以使它们的任意馏分或它们的组合作为原料流入蒸汽裂化器。作为替代，可以将脱盐和脱除“减压渣油”之后的全部原油用作原料。
生产烯烃的常规蒸汽裂化法利用热解炉，所述热解炉通常具有两个主要区域：对流区和辐射区。在常规热解炉中，烃原料作为液体进入炉子的对流区(除了作为蒸气进入的轻原料如乙烷和丙烷外)，其中它通过与来自炉子的辐射区的热烟气间接接触和任选通过与蒸汽直接接触而被加热和气化。原料通常与蒸汽混合，和随后将原料/蒸汽混合物通过交叉管路加入辐射区中，其中在通常为约10-30psig的压力下，将它快速加热至约1450-1562°F(788-850℃)的典型热解温度，从而使原料物流彻底高温裂解。所得富烯烃热解产物离开炉子以进行另外的下游分离和处理。
US 6,632,351中给出了热解含沥青的原油和原油馏分的最近进展。在’351的方法中，在脱盐后，将含沥青的原油原料或原油馏分直接加入热解炉。所述方法包括将含沥青的原油或原油馏分加入对流区内的第一级预热器，其中在第一级预热器中将含沥青的原油或原油馏分加热至至少375℃的出口温度，以生产加热后的气-液混合物。从第一级预热器中抽出混合物，加入蒸汽，和将气-液混合物加入气/液分离器，之后在气/液分离器中使气体和液体分离并脱除气体，和将脱除的气体加入设在对流区中的第二预热器。随后将预热后的气体加入热解炉内的辐射区中并热解成烯烃和伴生的副产物。虽然这是对总过程的改进，但仍然限制特别是由气化后的原料的较轻馏分获得更有价值产物的更高收率。这些限制是由于在热解盘管和/或下游急冷交换器中为了防止重馏分热解时快速焦炭形成所需的更加温和的热解条件限制了至烯烃的转化率。
US 6,979,757公开了一种利用全部原油作为烯烃生产装置的热解炉原料的方法，其中在辅以受控的空化条件下，使预热后的原料经历温和热裂化直至基本气化，使蒸气在炉子的辐射区进行深度裂化。与’351专利类似，该方法是受限的，因为使全部蒸气物流经历同一热解深度。
US 4,264,432公开了通过在第一混合器中用蒸汽闪蒸、使蒸气过热和在第二混合器中闪蒸来自第一混合器的液体，从而在热裂化成烯烃之前气化重粗柴油的方法和系统。该方法主要涉及使用于在重油高温裂化之前气化终馏点为约1005°F(541℃)的重粗柴油所需的稀释蒸汽量最小化，和不涉及由具有不希望的焦炭前体和/或高沸点沥青馏分的不可接受的原料产生可接受的热解原料。同样，该方法与上述’351和’432专利一样是受限的，因为全部气化后的原料在同一热解深度下进行裂化。
US 3,617,493公开了使原油原料蒸汽裂化的方法，该方法通过首先使原油原料流动通过第一蒸汽裂化炉的对流区，随后在闪蒸罐分离器中分离出气化后的馏分(石脑油和轻质组分馏分)和液体馏分进行。石脑油和轻质馏分随后在第一裂化炉中热解。将由闪蒸罐分离器中分离出的液体抽出和加入第二蒸汽裂化炉的对流区，之后进入第二闪蒸罐分离器中；随后在第二蒸汽裂化炉中热解来自该第二分离器的蒸气。使用两个单独的蒸汽裂化炉允许原油原料的轻质馏分和较重的馏分在不同的裂化条件下进行裂化，以使收率最优。但使用两个单独的裂化炉可能是非常昂贵的方法选择。此外，’493专利中要求保护的方法不易改变以适应变化的原料组成。
US 4,612,795公开了通过首先在高压和适度的温度下预热烃以优先脱除焦炭前体，从而由重烃原料生产烯烃的方法和系统。随后在常规分馏塔中将预热后的烃分离成较轻和较重的馏分。将较轻和较重的馏分加入具有两个分开的辐射室的热解炉。较轻馏分在一个辐射室中裂化和较重的馏分在另一个辐射室中裂化，从而允许两种馏分分别在它们的最优裂化条件下裂化。将来自分馏塔的重塔底产物用作燃料油。虽然US 3,617,493和US 4,612,795教导了在适合于所述馏分的热解条件下分别裂化宽沸程原料的馏分的好处，但除了一个热解炉之外它们还需要附加设备和仅用于具有不希望的重原料组分例如沥青的原料。
另外已知具有两种单独原料的现有技术热解炉当前由热解炉设计商例如Shaw Industries的Stone and Webster公司建造。在Stone andWebster公司的John R.Brewer的文章：“Large ethylene furnaces：changing the paradigm”(在ePTQ杂志2000年第2季出版物的第111-116页中公开)中给出了具有同时在最优裂化条件下裂化两种原料的一个和两个辐射室的热解炉的细节。但在这样的设计中，同时加入炉子的两种原料已经分开，即它们不是作为单一的宽沸程原料加入炉子。
上文引用的现有技术没有教导如何仅利用具有一种原料的一个蒸汽裂化炉有效地分离和热解宽沸程原料中的多种馏分，从而获得最高的烯烃可能收率。需要的改进方法允许在一个炉子中，在所述馏分的最优条件下，通过分别裂化多种馏分，经济地处理具有宽沸程的烃原料，从而以较高的收率生产低级烯烃。
发明内容
本发明涉及在具有对流区和至少两组独立控制的辐射区热解盘管的热解炉中，热解宽沸程可气化烃原料或具有宽沸程的由多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃组成的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括：
a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生单独的气相和液相；
b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第一原料馏分质量的裂化深度；
c.加热和完全气化来自气/液分离器的液相，将如此产生的蒸气加入热解炉的第二组辐射盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第二原料馏分质量的裂化深度；其中
d.使与特定原料馏分有关的特定辐射热解盘管组相匹配，以达到具体的目标裂化深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。
在优选实施方案中，其中原料含有不可气化组分或大量高沸点成垢物和/或焦炭前体，离开气/液分离器的液体仅部分气化和被导入第二气/液分离器中，其中作为液体脱除不希望的原料组分和将来自第二分离器的蒸气加入第二组热解盘管。因此，在该优选实施方案中，本发明涉及在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程烃原料或具有宽沸程的由多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃组成且包含不希望的高沸点或不可气化组分的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括：
a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生单独的气相和液相；
b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；
c.将来自第一气/液分离器的液相加热至足以气化一部分烃的温度，将加热后的两相混合物加入第二气/液分离器和使气相与液相分离；
d.将来自第二气/液分离器的气相加入热解炉的第二组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；和
e.从第二气/液分离器中脱除含有不希望和/或不可气化组分的液相和将它作为液体产物进行处置，通常作为燃料油、气化器的原料或焦化器的原料。
在另一个优选实施方案中，其中结合了在～770-950°F(～410-510℃)的范围内操作的高温气/液分离器以脱除不希望的高沸点原料组分，控制高温气/液分离器中的液体停留时间以热裂化液体和产生用于辐射盘管的在大气压力沸点小于～1000°F(～538℃)的附加原料组分。为了强化这些理想原料组分的气化，将为了满足供应有来自该高温分离器的蒸气的辐射盘管组的稀释蒸汽比目标值所需的稀释蒸汽加入进入分离器的两相烃混合物，从而提供提升气体，即用于降低分离器气相中烃的分压和从而导致液体更多气化的气体。
在另一个优选实施方案中，控制所述方法使得通过每组辐射盘管产生的C5+热解产物中氢与碳的原子比基本相同。通常，对于控制热解深度优选使氢与碳的原子比略微高于1.0，因为低于该值的比表明形成氢缺乏度高于苯(其氢-碳比为1.0)的化合物，即形成不希望量的多环化合物。特别地，氢与碳的原子比通过美国专利7,238,847中描述的程序和方法测定，所述公开内容经此引用并入本文。
以实施例的方式描述本发明，利用一个或多个气/液(V/L)分离器，可以将热解装置的原料混合物分离成它的适当馏分，例如乙烷/丙烷、C4-350°F(177℃)、350-650°F(177-343℃)、650-1050°F(343-566℃)以在炉子辐射区中的单独管内进行热解，通常从原料中脱除如果存在的沥青馏分例如1050°F+(566℃+)和不进行热解。除了1050°F+(566℃+)(沥青)馏分，可以将这些分离后的馏分的每一种和/或它们的组合直接通过同一热解炉内的不同辐射盘管组进料(也称为“流过”)。这些馏分中的每一种流动通过它自己的辐射盘管组，控制所述辐射盘管组以达到用于该原料馏分的适当裂化深度；例如轻质馏分的辐射通道将具有较高的盘管出口温度和较长的停留时间，而650-1000°F馏分将具有较短的停留时间和较低的盘管出口温度。这些辐射盘管组还将具有容量灵活性；例如如果混合物含有更多的轻馏分组分，则可以有更多通道以将该轻馏分裂化至适当的深度。
在一系列V/L分离器中，最后一个分离器(分离沥青1050°F+(566℃+))可以选择加入循环沥青(1050°F+(566℃+))或加入热解沥青，以维持V/L分离器壁的完全润湿。V/L分离器可以是具有或不具有用于脱除蒸气中夹带的液体的除雾设备的旋风分离装置或简单的闪蒸罐。V/L分离器类型的选择通过当原料含有不希望的组分时所需要的由具有最高效率的分离器例如旋风分离器分离出的液体的焦化趋势确定，所述不希望的组分是热解盘管的原料中不能容忍的组分，例如沥青。通常仅需要2或3个V/L分离器。
在优选实施方案中，提供独立控制每组盘管加热的装置，例如控制靠近每组盘管的燃烧器行列的燃料气流量或使每组盘管处于所述炉子的单独加热的辐射室中，如上述在2000年第2季的ePTQ杂志中出现的文章的双室理念中所述。对于双室理念中的多组盘管，也可以单独控制靠近每组盘管的燃烧器行列的燃料气。
本发明的其它优点包括：
1)能够在一个裂化炉中，利用在炉子的预热对流区中加热以在一系列的加热罐管组和气/液分离器中分离出多种原料馏分，从而处理全部脱盐后的原油和/或宽沸程原料混合物。
2)在优选实施方案中，对来自不同原料馏分热解产物使用单独和最优的急冷系统，以使运行长度最大化和通过产生高压蒸汽而回收热量；即利用传统的转油线换热器(TLE)急冷来自轻馏分的热解产物，和直接急冷(DQ)单独或与TLE组合急冷来自较重馏分的热解产物。
3)能够在不牺牲在各自最优深度下热解所述原料的好处的条件下，在输送和储存系统中混合不同的原料。这简化了原料的输入和储存物流和提供许多好处：使用相同的原料罐用于不同的原料，运送原料库存以及共享管线和船只的成本降低，因为在其它情况下当切换原料种类时可能需要进行清洁和冲洗。
4)通过当在原料气化时分离和脱除轻蒸气馏分，降低了在炉子入口处的压力要求。处理全部宽沸程原料通常遇到以下问题：轻质馏分在对流区管中太早气化，产生限制到达炉子的原料速率的液力反压，除非可以获得更多的泵送能力。因此，本发明克服了这些问题。
附图说明
图1的示意图为用于一种完全可气化的宽沸程原料的本发明方法的一个优选实施方案的工艺流程，其中利用一个气/液分离器和具有两组盘管的单室辐射区。
图2的示意图为用于一种完全可气化的宽沸程原料的本发明方法的另一个优选实施方案的工艺流程，其中利用一个气/液分离器和双室辐射区，其中每个室具有一组或多组盘管。
图3的示意图为用于含有不希望的高沸点组分例如沥青的本发明方法的又一个优选实施方案，其中利用两个气/液分离器和具有两组盘管的单室辐射区。
具体实施方式
本发明包括利用热解炉在宽沸程烃原料的单独馏分的最优条件下同时分离和热解所述馏分的方法。
所述原料可以包含一定范围的烃，包括不希望的焦炭前体和/或在对流区条件下不能完全气化的高沸点沥青馏分。适合的原料的实例包括但不限于天然气液体(NGL)、天然汽油和凝析油(包括不是气田中副产的那些)、长沸程和短沸程原油渣油、来自炼油过程的重烃物流、减压粗柴油、重粗柴油和脱盐后的原油。其它实例包括但不限于脱沥青油、衍生自焦油砂、油页岩和煤的油、和合成烃例如SMDS(Shell中间馏分油合成)重质尾馏分、GTL(气-液)重质尾馏分、重链烷烃合成产物、费-托产物和加氢裂化油。
热解炉可以是用于热解烃原料以生产烯烃的任何通常使用的设计，包括如图1中所示的单辐射室设计和如图2中所示的双辐射室设计。辐射区设计的唯一要求是对每个热解盘管或每组盘管存在流量控制，或在使用直管替代盘管的情况下，应对辐射区中的管组进行流量控制。
对流区设计还可以是通常提供用于液体原料加热、气化和气化后原料过热的那些中的任一种，然而优选具有单程设计例如图1、2和3中所示以加热和气化原料，因为这使需要的气/液分离器数目最小化，和当在对流区管路中加热和气化原料时通常导致原料的高线性速度。管路中1-2米/秒和更优选2米/秒或更高的高线性速度对于向管壁上施加剪切力以帮助阻止壁上的沉积物形成是特别重要的。因此当原料含有成垢物或焦炭前体时，这样的速度是最有用的。
也可以使用多次原料通过的对流区设计。但当原料部分气化时对流区中每次原料通过将需要它自己的气/液分离器。例如，不常见的是热解炉具有6个对流通道，加入了6套辐射盘管组件，这样的设计当仅产生轻馏分和重馏分时将需要6个气/液分离器使原料分流。
对炉子的辐射区的热解盘管组(其中原料馏分被单独热解)进行加热可以在一个或多个辐射室即炉子结构中含有的燃烧室中完成。通常利用一个或两个室。如果使用一个室，则优选独立控制对每组盘管的加热，例如通过独立控制最靠近每组盘管的燃烧器行列的燃料气流量进行。如果使用两个室，则每个室将具有独立的燃料气控制，使得这样的设计可以比单室设计优选，因为如果将宽沸程原料分成轻馏分和重馏分，则至少一个室和可能两个室将具有单一的原料组成。
为了确保所有的盘管具有从中通过的足够流量从而阻止快速焦炭形成和短的炉子运行长度，炉子的辐射区中盘管组的流量分布是特别重要的。这通过由如图1、2和3中所示的共用原料总管向所有的辐射盘管进料而完成，在共用原料总管中将原料分成轻馏分和重馏分以进行热解。当仅产生两种馏分时，每种馏分进入原料总管的相对端，和在轻馏分盘管组中以及在重馏分盘管组中使用的炉子的盘管数目将主要根据气/液分离器的温度、分离器中蒸汽与烃的比、炉子的总进料流量以及用于热解轻原料馏分和重原料馏分的每个盘管的最优流量而变化。当通过使用两个或更多个气/液分离器在对流区中产生两种以上馏分时，将用于两种馏分的同一基础原料总管排列与根据由产生的中间馏分获得的预期蒸气量而在中间位置提供的附加连接件一起使用，使得在总管中将发生馏分的最小混合。对于仅有两种原料馏分在每一端进入的原料总管，将仅存在一个盘管或盘管组件具有混合原料；对于具有加入其中的三种馏分、及适当布置的中间馏分的进料管线至总管的连接件的原料总管，将仅存在两个盘管或盘管组件具有混合原料。为了对于总管中一种以上原料组成提供能够使原料馏分的混合最小化的更灵活设计，至总管的交替连接件对于中间馏分是希望的。
流量控制的实施例
以下实施例给出了如何将典型炉子中的平行辐射区盘管或通道分成两组辐射通道，和如何控制轻原料馏分和重原料馏分的进料流量以达到它们的最优裂化深度。为简化实施例，对于轻馏分和重馏分假定相同的稀释蒸汽与原料比。
总进料流量为85,000lb/hr的炉子具有20条平行辐射通道。原料混合物1含有14.08％的轻馏分，根据热解轻原料馏分和重原料馏分的计算机模拟，为了在其最优深度下裂化该轻馏分，它的进料流量需要降低，使得轻原料馏分与重原料馏分的重量流量比为0.948磅轻原料馏分/小时∶1磅重原料馏分/小时。上述条件定义了描述对流区中流量分布的4个独特的关系式或方程式，由此计算用于辐射室盘管的最优流量控制所需的4个未知量：(1)用于热解轻馏分所需的盘管数，(2)用于热解重馏分所需的盘管数，(3)重馏分所需的每个盘管的进料流量，和(4)用于热解重馏分所需的每个盘管的进料流量。
下表给出了具有变化量的轻原料馏分、不同的所需目标进料流量比的3种原料混合物，以及对于轻馏分和重馏分所需的相应辐射通道数。对于下表中给出的两种原料馏分的情况，通过由原料总管的相对端加入这两种馏分和通过控制轻原料通道中的流量为表中的实际进料流量(例如对于原料混合物1有3个通道，每个通道在3989lb/hr下)，则当均匀分布时其它通道中的流动将在它们各自正确的进料流量下。为使原料总管中轻馏分和重馏分的混合最小化，将通道的轻/重进料流量比由表中给出的“目标”比略微调节至“实际”比，使得全部数目的通道均用于轻馏分和重馏分。例如，对于原料混合物1，目标轻/重进料流量比为0.948，计算得到所需的轻馏分通道数目为2.82，但为了使轻馏分和重馏分的混合最小化，选择最接近的原料通道整数，在这种情况下，3个通道用于轻馏分和因此通道的实际轻/重进料流量比调节为0.929。
在另一种应用中，使用双室辐射区(图2)排列，其中在单独的室中分别裂化轻馏分和重馏分。在这种情况下，用于裂化轻馏分和重馏分的辐射管数目是固定的，和可以通过使较轻的原料混合物与较重的原料混合物以适当的量混合而获得所需的轻馏分与重馏分的比。在下面的表中，利用71,772lb/hr的原料混合物3和13,228lb/hr的原料混合物1，可以在85,000lb/hr的同样所需炉子总进料流量下获得具有预定的所需50％轻馏分的最终目标原料混合物。
下面将参考作为本发明描述的图1和2描述本发明。参考图1和2，使完全可气化的宽沸程原料1进入对流区50中的预热器51，其中使它部分气化。下文描述的对流区中的预热器51和其它预热器通常是管组，其中主要通过与离开热解炉辐射区60的燃烧气进行对流换热而加热管中的内容物。
气/液混合物2离开预热器51和进入气/液分离器40，其中产生蒸气馏分3和液体馏分6。气/液分离器可以是任意分离器，包括重油处理中通常使用的旋风分离器、离心分离机、闪蒸罐或分馏装置。可以设计气/液分离器以接收侧面进料(其中蒸气离开分离器顶部，和液体离开分离器底部)或顶部进料(其中产物气体离开分离器的侧面)。在对于含有不希望的高沸点或不可气化组分的原料的优选实施方案中，气/液分离器是美国专利No.6,376,732和6,632,351中所描述的，所述美国专利的公开内容经此引用并入本文。
蒸气馏分3离开气/液分离器40和进入预热器53，从而形成由原料的最轻部分组成的过热蒸气4。原料的最轻部分与稀释蒸汽22混合和将所得混合物5导入蒸气分布总管33的一端32，蒸气分布总管33将蒸气供应至预热器55，其中使原料和稀释蒸汽的混合物进一步过热。原料最轻部分和稀释蒸汽的过热混合物进入交叉管路34和导入炉子辐射区60中含有的辐射区盘管或管61B中，其热解原料的最轻部分。
在优选实施方案中，如果原料含有使预热器51结垢的温度敏感组分，则可以将部分或全部的蒸汽22通过混合喷嘴(未示出)注入到加入分离器40的物流2中。这将降低预热器51的所需出口温度并使预热器51中的结垢最小化。
虽然在本文描述的实施方案中，使用的原料稀释气是蒸汽20，但应理解也可以如’351专利中所教导的，将水注入原料中。可以使用任意来源的稀释气替代稀释蒸汽，主要的要求是稀释气在炉子辐射区中不经历任何明显的热解反应。稀释气的另外实例是甲烷、氮、氢、天然气和主要含有这些组分的气体混合物。为使辐射区盘管中的焦炭形成最小化，根据原料馏分的平均沸点和氢-碳比，希望以每磅加入辐射区的烃约0.25-1.0磅蒸汽的量将稀释蒸汽加入在辐射区中热解的原料馏分中。因此，与离开分离器的轻馏分相比，重馏分通常需要更大的稀释蒸汽比。
气/液分离器40产生的液体馏分6进入对流区50中的预热器52，其中它被完全气化。所得蒸气当它运行通过预热器52被进一步加热和作为由原料的最重部分组成的过热蒸气7离开对流区50。过热蒸气与稀释蒸汽23混合和所得混合物8导入与总管32的末端相对的蒸气分布总管33的末端31，其中进入轻原料馏分和蒸汽的混合物。
在优选实施方案中，如果离开气/液分离器的液体含有将在热加热表面上裂化和沉积焦炭的温度敏感组分例如在大气压力下沸点高于650°F(343℃)的组分，则离开气/液分离器40的液体仅在下游预热器52中部分气化。为避免加热表面上形成焦炭沉积物，预热器52中的气化程度保持在约70％(重量基准)，和最终气化在特殊的气化喷嘴中通过与过热蒸汽直接接触而完成。用于这个目的，优选使用US4,498,629中描述的重原料气化喷嘴，其中原料的最终气化在喷嘴内形成的蒸汽环中发生，和使用足够的蒸汽以使原料蒸气过热，从而阻止在未加热的下游管路中焦油冷凝。
原料的该最重部分和稀释蒸汽的过热混合物进入交叉管路34和导入炉子辐射区60中含有的辐射区盘管或管61A中，其热解原料的最重部分。
利用在一组换热器管55入口处的流量控制阀30调节通过每个辐射区盘管的流量，稀释蒸汽和原料馏分的混合物在热解前在换热器管55中过热。导入每个辐射盘管的原料组成由到达炉子1的总流量以及离开气/液分离器40的蒸气3、注入轻馏分中的稀释蒸汽22和注入重馏分中的稀释蒸汽23的流量的流量计测量值确定。利用这些测量结果，确定在位置32处进入蒸气分布总管的轻馏分和蒸汽混合物的流量以及在位置31处进入蒸气分布总管的重馏分和蒸汽混合物的流量。
调节进入最终预热器55的各盘管流量，确定热解原料的轻馏分和重馏分的辐射区盘管数目以及所述盘管中的热解停留时间。将这些流量与气/液分离器的操作温度、炉子的总进料流量和加入原料的轻馏分和重馏分中的稀释蒸汽量一起进行优化。
参考图2，重原料馏分和轻原料馏分主要在位于单独的燃烧辐射区室中的盘管61A和61B内分别热解。该排列允许直接通过调节各室中的燃料气燃烧流量提供调节每组盘管加热的能力，从而进一步优化轻原料馏分和重原料馏分的热解深度。
在例如图1和3中所示的单室排列中，通过调节每个盘管的进料流量，控制盘管中原料馏分的加热和盘管中的热解停留时间。每个盘管较高的进料流量用于重原料馏分，因为这导致较短的热解停留时间和较低的盘管出口温度。对于其中热解轻质原料馏分的盘管，使用每个盘管较低的进料流量，因为这导致较长的停留时间和较高的盘管出口温度。任选地，还可以通过控制到达最靠近单室炉子中的辐射区盘管组的燃烧器行列的燃料气流量，调节单室炉子中的辐射区盘管组的加热。
参考图3，含有不希望的高沸点组分的宽沸程原料1进入对流区50中的预热器51，其中它被部分气化。在优选实施方案中，将小流量的稀释蒸汽或水(未示出)在紧靠其中开始初始原料气化的位置之前注入预热器管路中，用于确保在预热器中快速获得环状流动区。
气/液混合物2离开预热器51和进入具有非常高的分离效率的低温气/液分离器40，其中产生蒸气馏分3和液体馏分6。在一个实施方案中，将原料在预热器51中加热至促进原料的石脑油和轻质组分蒸发的温度。
蒸气馏分3离开气/液分离器40和在预热器53中被加热形成由原料最轻部分组成的过热蒸气4。它与稀释蒸汽23混合和所得混合物5导入蒸气分布总管33的一端31，蒸气分布总管33将蒸气供应至最终预热器55，其中使原料和稀释蒸汽的混合物过热。原料最轻部分和稀释蒸汽的过热混合物进入交叉管路34和导入炉子辐射区60中含有的辐射区盘管或管61B中，其热解原料最轻部分。
在优选实施方案中，为使预热器51的结垢最小化，可以将部分或全部的蒸汽23通过混合喷嘴(未示出)注入到加入分离器40内的物流2中。这将降低预热器51的所需出口温度和使预热器51中的结垢最小化。
低温气/液分离器40产生的液体馏分6进入对流区50中的预热器52，其中它被部分气化。所得气/液混合物7离开对流区50和进入喷嘴42，在喷嘴42中稀释蒸汽与重气/液烃混合物7混合以强化在大气压力下标准沸点小于～1000°F的原料组分的气化。所得混合物8导入具有非常高的分离效率的高温气/液分离器41中，其中产生蒸气馏分9和液体馏分11。
蒸气馏分含有几乎所有的用于在辐射区盘管中使它热解所需的稀释蒸汽。蒸气馏分9从气/液分离器41进入预热器54，其中它被过热和随后导入与其中进入轻原料馏分和蒸汽的混合物的总管末端相对的蒸气分布总管33的末端32中。
在优选实施方案中，将小流量的稀释蒸汽(未示出)注入气/液分离器的蒸气出口中，以将它们过热足以阻止下游未加热管路中焦油冷凝。原料最重部分和稀释蒸汽的过热混合物进入交叉管路34和导入炉子辐射区60中含有的辐射区盘管或管61A中，其热解原料最重部分。
利用在最终预热器55入口处的流量控制阀30调节通过每个辐射区盘管的流量，在稀释蒸汽以及轻原料馏分和重原料馏分的混合物热解前，使它们在最终预热器55中过热。导入每个辐射盘管的原料组成根据到达炉子1的总流量、离开低温气/液分离器40的蒸气3和注入该轻馏分中的稀释蒸汽22的流量、以及离开高温气/液分离器9的蒸气和注入该重馏分中的稀释蒸汽23的流量的流量计测量值确定。利用这些测量结果，确定在位置31处进入蒸气分布总管的轻馏分和蒸汽混合物的流量以及在位置32处进入蒸气分布总管的重馏分和蒸汽混合物的流量。
调节进入换热管组55的各盘管流量，确定热解原料的轻馏分和重馏分的辐射区盘管数目以及所述盘管中的热解停留时间。将这些流量与气/液分离器的操作温度、炉子的总进料流量和加入原料的轻馏分和重馏分中的稀释蒸汽量一起进行优化。
气/液分离器的操作温度可以通过多种方法控制，例如通过向它们加入过热稀释蒸汽，或在进入气/液分离器之前使一部分液体旁路通过用于使原料部分气化的预热器。通常可以部分旁通过预热器，只要预热器管路入口处的线性液体速度没有下降至低于1米/秒。低于该液体入口速度，则需要将蒸汽或水注入入口，以产生环状流动区域和保持壁上的液体速度高于1米/秒。对于含有大量焦炭前体和/或成垢物的原料，希望维持壁上的液体速度为至少2米/秒。
应理解本发明的范围可以在每个所述过程步骤之间或在所述过程步骤内的来源与目的地之间包括任意数目和类型的过程步骤。
宽沸程原料的最大裂化深度通过最重馏分的最大裂化深度确定，通常定义为具有5个或更多个碳原子的热解产物中的平均氢-碳(H/C)原子比(C5+部分中的H/C或HCRAT)，其值不低于1.00。全部原油(除去沥青馏分)的最大裂化深度将是将VGO馏分裂化成HCRAT为1.00时。因为原油中的石脑油馏分将与VGO在相同的盘管操作温度(“COT”)下(在还原后的全部原油中的馏分的共裂化中)，所以石脑油裂化深度受限于在相同COT下的VGO馏分的HCRAT。但如果石脑油可以单独在另一个炉子内或通过另一组辐射盘管进行裂化，则可以将石脑油裂化至高于由在共裂化中具有与VGO相同COT所约束的深度。
本发明的另一方面是在不遭遇不可接受的高焦化速率的条件下，利用测定热解产物的C5+馏分的氢与碳原子比的方法监测和控制裂化深度。这在US 5,840,582和US 7,238,847中进行了教导，其公开内容并入本文。’582和’847专利提供用于测定C5+热解液体产物的氢与碳原子比的方法。这允许在系统中利用分析结果控制热解过程的裂化深度。另外，当针对烃原料属性和液体馏分收率修正分析结果时，结果直接与热解急冷法中焦炭的形成速率关联。因此，可以将修正后的结果用于监测和控制急冷焦化速率。
下面的表A列举了本发明中可以使用的多种原料，和给出了关于需要的气/液分离器的数目、通过裂化炉的可能原料物流和用于急冷炉子流出物的构件的建议。在表中，DQ指直接急冷，应理解所有原料均可以通过直接油急冷进行急冷，有关不使用直接油急冷的建议仅用于使通过产生高压蒸汽由热解盘管流出物回收热量的值最大化的目的。
表A
以下实施例用于描述本发明和不用于不适当地限定本发明的范围。
实施例1
处理可以用一个V/L分离器完全气化的宽沸程原料：
A)现有技术方法
在配有转油线换热器(TLE)的现有炉子重处理凝析油原料，由于焦化在1440°F(782℃)的COT下经历非常短的TLE运行长度(仅在7天内就达到运行结束温度)。为了达到合理的TLE运行长度，必须将COT降低至1370°F(743℃)。但在该低裂化深度下，如通过热解产物重C5+部分的(H/C)原子比所测量的，热解收率是如此的低，以至于对该原料进行裂化是无利可图的。在1440°F(782℃)的COT下的短TLE运行长度是由于该宽沸程凝析油的重馏分(具有低氢-含量)被裂化的深度太高，虽然将该原料的轻质部分裂化至低深度。表1给出了轻馏分(380°F-)(193℃-)、重馏分(380°F+)(193℃+)和全馏程(FR)凝析油的原料性质、它们各自在1440°F(782℃)和1370°F(743℃)的COT下单独的裂化深度、以及模拟的乙烯和高价值化学品的收率。
还给出了在利用直接急冷(DQ)而不是TLE急冷热解产物的炉子中裂化该原料时的收率。虽然收率得到改进(例如乙烯收率由11.92％至19.24％)，但在仍具有合理的炉子运行长度时，如被重馏分的高裂化深度所限制的(在C5+的H/C比＝1.05)，轻馏分仍在相对低的深度下裂化。
＊HVC＝高价值化学品H2+C2H4+C3H6+BD+苯
B.本发明方法
该宽沸程原料可以首先通过单个V/L分离器处理以生产轻馏分和重馏分，所述轻馏分和重馏分随后可以分别在辐射盘管中裂化和分别进行急冷。将该原料在80psig的压力下、在裂化炉的对流区中加热至～470°F(243℃)和在V/L分离器中闪蒸之后，来自分离器的蒸气成为轻原料馏分和来自分离器的液体成为重原料馏分(如图1中所述)。当将在V/L分离器中与该原料的重馏分分离之后的轻原料馏分在较低的进料流量下加入辐射盘管时，该轻原料馏分可以裂化至较高的深度(即C5+中较低的(H/C))，导致较高的总热解收率。对于在单独的辐射盘管中裂化原料的重馏分和轻馏分，它们的热解产物也可以分别通过DQ和TLE进行分别急冷。来自轻原料馏分的热解产物自身(没有来自重原料馏分的那些)将具有在TLE中的较低焦化速率，从而允许轻馏分在辐射盘管中裂化至相同或更高的裂化深度，同时仍然具有可接受的TLE运行长度。作为替代，两种产物物流都可以通过DQ进行急冷。因为轻原料馏分和重原料馏分在辐射盘管中分别裂化，所以通过降低轻原料馏分通过辐射盘管的进料流量，两种原料馏分都可以裂化至较高的深度(例如在C5+中的H/C为1.05)，导致所需产物的总收率高于共裂化的。下表给出了利用不同的急冷选择的基于C5+中的(H/C)比的裂化深度和总收率。
轻原料馏分和重原料馏分分别裂化
该实施例表明通过使用V/L分离器以允许分别裂化该宽沸程凝析油原料的轻原料馏分和重原料馏分可以大大改进热解收率(例如乙烯收率由11.92％改进至22.54％)，同时达到可接受的炉子运行长度，和在适合于可获得的炉子急冷系统的深度下进行裂化。
实施例2
利用两个或三个V/L分离器处理含有不可气化馏分的宽沸程原料
(原油)：
A.现有技术方法
该实施例说明如何可以将分别裂化宽沸程原料的轻原料馏分和重原料馏分的理念用于处理含有不可气化馏分的原油或原料混合物。下表给出了不同馏分的原料性质：该原油的轻馏分、中间馏分、重馏分和沥青馏分以及它们各自的沸程：
原料性质
| IBP-350 | 350-650 | 650-1050 | 1050+ | 总计 | |
| 轻馏分 | 中间馏分 | 重馏分 | 沥青 | 全部原油 | |
| Mol Wt范围 | 30-140 | 140-290 | 290-630 | 630-1100+ | 30-1100+ |
| 原油的Wt％ | 39.22 | 29.54 | 22.81 | 8.43 | 100.00 |
| 原料中的％H | 14.99 | 13.68 | 12.85 | 12.02 |
在稀释蒸汽与烃蒸气的重量比为0.5和压力为100psig下在～390°F(-199℃)下闪蒸的第一V/L分离器产生轻原料馏分(IBP-350，初始沸点至350°F(177℃))和液体馏分(含有重原料馏分和不可气化馏分)。在降低的进料流量(相对于重原料馏分的进料流量)下，在一组辐射盘管中裂化该轻馏分。将来自该第一V/L分离器的液体馏分在80psig下在稀释蒸汽与烃蒸气重量比为0.55下进一步加热至770°F(410℃)后导入第二V/L分离器中，第二V/L分离器的蒸气变成原料的重馏分(即上表中列举的中间馏分+重馏分)，所述重馏分在用于重馏分裂化的辐射盘管中进行裂化。来自该第二V/L分离器的液体主要含有在辐射盘管中未被裂化的该原料的不可气化馏分。没有第一V/L分离器，则轻原料馏分和重原料馏分(没有不可气化馏分)将在相同的辐射盘管中一起裂化。最低质量原料馏分(在这个例子中是减压粗柴油VGO)的最大裂化深度设定整个炉子的COT。
在下表中，对应于重原料馏分的最大裂化深度(在C5+中的H/C比为1.05)的COT在1423°F(773℃)下。当与重原料馏分共裂化时，将轻质原料馏分(轻馏分和中间馏分)加热至该相同的COT，导致较低的裂化深度，由C5+中的H/C测量，对于轻馏分和中间馏分分别为1.65和1.19。这些不同组分原料馏分的热解收率和总热解收率示于下表中：
一个分离器用于沥青脱除
| 原油的Wt％ | 39.22 | 29.54 | 22.81 | 91.57 | 8.43 |
| 轻馏分 | 中间馏分 | 重馏分 | 全部 | 沥青 | |
| 沸程 | IBP-350F | 350-650F | 650-1050F | 热解收率 | 1050F+ |
| COT，°F | 1423 | 1423 | 1423 | 1423 | |
| C5+中的(H/C)比 | 1.65 | 1.19 | 1.05 | ＊＊1.36 | |
| Wt％乙烯收率 | 18.10 | 19.02 | 17.04 | 18.13 | |
| Wt％HVC | 41.18 | 41.80 | 38.79 | 40.78 |
＊＊等价裂化深度
B.本发明方法
利用附加V/L分离器，其分离轻原料馏分从而可以在轻原料馏分自己的辐射盘管组中将轻原料馏分裂化至较高的裂化深度。该轻馏分的最大裂化深度取决于炉子中使用的急冷系统类型；基于C5+中(H/C)比的最大裂化深度对于TLE和DQ急冷系统分别是在1.15和1.05下，和仍然具有合理的炉子运行长度。将中间原料馏分和重原料馏分共裂化至由重原料馏分确定的最大深度。这两种不同情况的收率和深度示于下面的两个表格中：
两个分离器：轻馏分和重馏分，使用TLF用于轻馏分
| 轻馏分 | 中间馏分 | 重馏分 | 全部 | 沥青 | |
| 沸程 | IBP-350F | 350-650F | 650-1050F | 热解收率 | 1050F+ |
| COT，°F | 1520 | 1423 | 1423 | ||
| C5+中的(H/C)比 | 1.15 | 1.19 | 1.05 | ＊＊1.14 | |
| Wt％乙烯收率 | 25.92 | 19.02 | 17.04 | 21.48 | |
| Wt％HVC | 53.54 | 41.80 | 38.79 | 46.08 |
＊＊等价裂化深度
两个分离器：轻馏分和重馏分，使用DQ用于所有馏分
| 轻馏分 | 中间馏分 | 重馏分 | 全部 | 沥青 | |
| 沸程 | IBP-350F | 350-650F | 650-1050F | 热解收率 | 1050F+ |
| COT，°F | 1549 | 1423 | 1423 | ||
| C5+中的(H/C)比 | 1.05 | 1.19 | 1.05 | ＊＊1.10 | |
| Wt％乙烯收率 | 27.47 | 19.02 | 17.04 | 22.14 | |
| Wt％HVC | 54.62 | 41.80 | 38.79 | 46.54 |
＊＊等价裂化深度
对于3个V/L分离器的情况，我们可以进一步使中间馏分与重馏分分离并调节进料流量，从而达到如下表中给出的它们各自的最大裂化深度。
3个分离器：轻馏分、中间馏分和重馏分，使用DQ用于所有馏分
| 轻馏分 | 中间馏分 | 重馏分 | 全部 | 沥青 | |
| 沸程 | IBP-350F | 350-650F | 650-1050F | 热解收率 | 1050F+ |
| COT，°F | 1549 | 1469 | 1423 | ||
| C5+中的(H/C)比 | 1.05 | 1.05 | 1.05 | ＊＊1.05 | |
| Wt％乙烯收率 | 27.47 | 21.05 | 17.04 | 22.80 | |
| Wt％HVC | 54.62 | 45.44 | 38.79 | 47.72 |
＊＊等价裂化深度
该实施例表明，在分离出原油的沥青馏分之后，通过用附加V/L分离器进一步分离出热解原料的轻馏分、中间馏分和重馏分并通过调节这些原料通过它们各自的辐射盘管组的进料流量，这些原料馏分各自的深度可以裂化至它们各自的最大或最优裂化深度，和不受最低质量原料馏分的最大深度所限制。在这种情况下，通过分别裂化至最大深度，总乙烯收率可以由18.1％增大至22.8％。
Claims (13)
1.一种在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程可气化烃原料或具有宽沸程的包含多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括：
a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生包含单独的气相和液相的馏分；
b.将气相馏分加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第一原料馏分质量的裂化深度；
c.加热和完全气化来自气/液分离器的液相馏分，将如此产生的气相加入热解炉的第二组辐射盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该第二原料馏分质量的裂化深度；和其中
d.使与特定原料馏分有关的特定辐射热解盘管组相匹配，以达到具体的目标裂化深度，从而提高C2和C3单烯烃的总产量或使收率最优化以改进总收益性。
2.权利要求1的方法，其中烃原料选自以下完全可气化原料：(i)天然气液体(NGL)，(ii)凝析油，(iii)粗柴油、石脑油和/或汽油的混合物，(iv)合成烃，和(v)减压粗柴油与石脑油的混合物，其中加入石脑油用于防止原料中含有的链烷烃蜡在未加热储存和运输设施中固化。
3.权利要求3的方法，其中烃原料包含减压粗柴油与石脑油的混合物，其中加入石脑油用于防止原料中含有的链烷烃蜡在未加热储存和运输设施中固化。
4.权利要求1的方法，其中所述原料是完全可气化的宽沸程原料，和其中两个气/液分离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于三组辐射热解盘管的三种单独的蒸气原料。
5.权利要求1的方法，其中所述原料是完全可气化的宽沸程原料，和其中三个气/液分离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于四组辐射热解盘管的四种单独的蒸气原料。
6.一种在具有对流区和至少两组辐射热解盘管的热解炉中，热解宽沸程烃原料或具有宽沸程的包含多种具有不同碳/氢比和/或分子量的烃并包含不希望的高沸点和/或不可气化组分的烃原料混合物，从而生产烯烃和其它热解产物的方法，所述方法包括：
a.加热和部分气化原料，和将部分气化后的原料加入气/液分离器装置，以产生包含单独的气相和液相的馏分；
b.将气相加入热解炉的第一组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第一组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；
c.将来自第一气/液分离器的液相加热至足以气化一部分烃的温度，将加热后的两相混合物加入第二气/液分离器和使气相馏分与液相馏分分离；
d.将来自第二气/液分离器的气相加入烯烃热解炉的第二组辐射热解盘管，其中使烃裂化以生产烯烃；控制该第二组辐射热解盘管中的裂化条件以达到适合于该原料馏分质量的裂化深度；和
e.从第二气/液分离器中脱除含有不希望和/或不可气化组分的液相馏分。
7.权利要求6的方法，其中使来自步骤e的液相经历热裂化，以产生沸点低于1000°F(538℃)的附加烃组分，所述附加烃组分随后被气化和包含在进入第二组辐射热解盘管的原料中，和将来自热裂化的剩余液体部分脱除并用作燃料油、气化器的原料或焦化器的原料。
8.权利要求6的方法，其中三个气/液分离器与炉子的对流区组合使用，以形成用于三组辐射热解盘管的三种单独的蒸气原料。
9.权利要求1或6的方法，其中气/液分离器选自闪蒸容器、立式罐、水平罐、分馏塔、离心分离器和旋风分离器。
10.权利要求1或6的方法，其中利用来自每组辐射盘管的热解产物的C5+部分的氢与碳的原子比来控制所述盘管中的裂化深度。
11.权利要求10的方法，其中所述氢与碳的原子比通过分析热解产物的C5+部分的紫外线吸光度和通过将所得吸光度值与来自每组辐射热解盘管的热解产物的C5+部分的氢与碳的原子比关联而确定。
12.权利要求6的方法，其中所述原料选自：(i)短沸程渣油，(ii)长沸程渣油，(iii)脱盐后的原油，(iv)衍生自煤、页岩油和焦油砂的油，(v)来自合成烃方法的重组分产物，所述合成烃方法选自SMDS、气至液、重链烷烃合成和费-托，和(vi)来自加氢裂化油的重质尾馏分，优选短沸程渣油或减压塔底渣油。
13.权利要求1或6的方法，其中所述热解炉具有两个辐射室。
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