CN102369260B - 含有机酸的烃的处理 - Google Patents

Abstract

一种用于使含有机酸的烃质进料热裂解的方法，其中首先将进料在气化步骤中加工，接着热裂解。

Description

含有机酸的烃的处理

发明背景

发明领域

本发明涉及使用气化单元与至少一个热裂解炉组合，使含酸的烃原料热裂解。

现有技术描述

烃的热裂解(热解)是广泛用于生产烯烃(诸如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯)和芳香烃(诸如苯、甲苯和二甲苯)的石化过程。

基本上，将含烃的原料与用作稀释剂的蒸汽混合，以保持烃分子分离。将蒸汽/烃混合物在炉的对流区中预热至约900至约1,000华氏度(F)，随后进入反应(辐射)区，在这里将其快速加热至约1,400至约1,550F范围的严格的烃热裂解温度。热裂解无需借助任何催化剂便完成。

该过程在热解炉(蒸汽裂化器)中在反应区中的压力在约10至约30psig范围时进行。热解炉在其内部具有对流部分(区)和单独的辐射部分(区)。预热功能主要在对流部分中完成，而严格的裂解大多数在辐射部分中发生。

在热裂解之后，根据进入热解炉的最初进料的性质，来自该炉的流出物可含有多种多样的气态烃，例如，每分子1至35个碳原子。这些气态烃可为饱和的、单不饱和的和多不饱和的，并且可为脂族、脂环族和/或芳族的。已裂解的气体还可含有显著量的分子氢(氢气)。

随后将已裂解的产物在烯烃生产设备中进一步处理，以作为设备的产物生产各种高纯度的分离的单独的流，诸如氢气、乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的混合烃、燃料油和热解汽油(gasoline)。前述每一种分离的单独的流本身是有价值的商品。因此，目前烯烃生产设备采用一部分全原油流或冷凝物，并从中产生多种分离的有价值的产物。

热裂解自1913年开始使用，首先应用于为了制造乙烯的目的将气态乙烷作为进入裂解炉的最初进料。从那时起，该行业已发展了使用更重质和更复杂的烃质气态和/或液态进料作为裂解炉的最初进料。现在这样的进料可采用一部分全原油或冷凝物，它们在热裂解的同时基本上完全气化。已裂解的产物可含有，例如，约1％重量(wt.％)氢气、约10％重量甲烷、约25％重量乙烯和约17％重量丙烯，所有重量百分比基于产物的总重量，而剩余物主要由每分子4至35个碳原子的其他烃分子组成。

天然气和全原油在孔隙率非常不同的许多地下地质结构(结构)中天然形成。许多这些结构被不透的岩石层覆盖。天然气和全原油(原油)还在低于地球表面的各种地层圈闭(stratigraphic trap)中累积。因此，大量的天然气和/或原油两者在低于地球表面的不同的深度聚集形成带有烃的结构。很多这种天然气与原油紧密物理接触，因此，从原油吸收了大量较轻的分子。

当将井孔钻入地球并刺穿一个或多个这样的带有烃的结构时，可将天然气和/或原油通过该井孔回收至地球表面。

本文使用的术语“全原油”和“原油”是指从井口流出，和可能存在的任何天然气分离的液体(在地球表面上通常为主的温度和压力条件下)原油，并且排除这样的原油可能接受的使之适于输送至原油精炼厂和/或这样的精炼厂中的常规蒸馏的任何处理。该处理将包括诸如脱盐的步骤。因此，正是全原油适于在精炼厂中蒸馏或其他分馏，但它还未进行任何这样的蒸馏或分馏。它可包括，但不必然总是包括，不沸腾实体，诸如沥青烯或焦油。因此，难以(如果不是不可能)提供全原油的沸腾范围。因此，全原油可以是一种或多种直接来自油田管线和/或常规原油储存设备的原油(随可用性所指示)，没有其任何前期分馏。

与原油一样，天然气在生产至地球表面时其组成可非常不同，但是通常含有显著量(最通常是主要量，即，大于约50％重量(wt.％))的甲烷。天然气通常还携带少量(小于约50％重量)，通常小于约20％重量的乙烷、丙烷、丁烷、氮气、二氧化碳、硫化氢等中的一种或多种。许多，但不是全部从地球生产的天然气流可含有少量(小于约50％重量)，通常小于约20％重量的每分子具有5至12(包括5和12)个碳原子的烃(C5-C12)，这些烃在地球表面上通常为主的温度和压力的环境大气条件下通常不是气态，并且一旦生产至地球表面，它们可从天然气中冷凝出来。所有重量百分比基于所讨论的天然气流的总重量。

当将各种天然气流生产至地球表面时，在地球表面上收集该流处，在那时为主的温度和压力条件下，烃组合物通常从这样生产的天然气流中天然冷凝出来。因此，在相同的为主的条件下，生产了与通常气态的天然气分离的通常液态的烃质冷凝物。所述通常气态的天然气可含有甲烷、乙烷、丙烷和丁烷。从所生产的天然气流中冷凝的通常液态的烃馏分通常称为“冷凝物”，并通常含有比丁烷更重的分子(C5至约C20或略微更高)。在与所生产的天然气分离之后，单独于通常称为天然气的剩余气态馏分，处理该液态冷凝物馏分。

因此，当第一次生产至地球表面时，由天然气流回收的冷凝物不是以组成的方式和天然气(主要为甲烷)精确相同的材料。它也不是以组成的方式和原油相同的材料。冷凝物占据通常气态的天然气和通常液态的全原油之间的适当位置。冷凝物含有比通常气态的天然气更重的烃以及在全原油的最轻端的一系列烃。

与原油不同，冷凝物可通过其沸点范围来表征。冷凝物通常在约100至约650F范围内沸腾。在该沸腾范围，冷凝物含有各种各样的烃质材料。这些材料可包括组成通常称为石脑油、煤油、柴油燃料和气油(gas oil)(燃料油、炉油、加热油等)馏分的化合物。

由常规常压热蒸馏塔得到的常压残留物(“残油”、“残渣”)可具有宽的沸腾范围，特别是当采用残渣的混合物时，但是通常沸腾范围在约600F到仅剩余不沸腾实体的沸腾终点。这些残油主要由气油组分和较重馏分组成，气油组分的沸腾范围为约600至约1,000F，较重馏分的沸腾温度范围为约1,000F直到仅剩余不沸腾实体的其最终沸点。

与常压塔相反，真空辅助的热蒸馏塔(真空塔)通常将该气油组分与前述其相关的较重馏分分离，因此释放气油馏分用于单独回收和在在别处使用。

现在烯烃生产工业超过了使用原油的馏分或冷凝物(气态和/或液态)作为最初进料用于裂解炉，发展到使用全原油、原油残留物和/或冷凝物本身作为该进料的显著部分。

美国专利号6,743,961(下文“USP‘961”)最近授权于Donald H.Powers。该专利涉及通过采用含有填充物的气化/温和裂解区来裂解全原油。该区操作的方式使得还未气化的全原油的液相保持在该区，直至使更粘滞的烃液态组分的裂解/气化最大化。这样使得仅形成最少量的固体残余物，该残余物作为填充物上的沉积物留下。随后通过常规蒸汽空气除焦将该残余物从填充物烧掉，理想地在正常炉除焦周期期间，参见该专利的第7栏，第50-58行。因此，该专利的第二区9用作原油进料的组分(包括烃质材料)的捕集器，所述组分在用于该过程的条件下不能裂解或气化，参见该专利的第8栏，第60-64行。

授权于Donald H.Powers的美国专利7,019,187涉及在USP‘961中所公开的过程，但是采用温和的酸性裂解催化剂来驱动气化/温和裂解单元的整体功能更加朝向气化的温和裂解终点(没有预先温和裂解)-温和裂解(接着气化)范围(spectrum)。

授权于Donald H.Powers的美国专利7,404,889涉及在USP‘961中所公开的过程，但是使用常压残留物作为占优势的液态烃质进料用于气化单元和炉。

前述专利的公开内容通过引用整体结合到本文中。

具有和USP‘961共同的发明人(inventorship)和受让人，于2006年3月1日提交的美国专利申请序列号11/365,212涉及使用冷凝物作为占优势的液态烃质进料用于气化单元和炉。

John S.Buchanan等人，2007年3月22日公布的美国申请公布2007/0066860公开了使用闪蒸槽单元与热裂解炉组合热裂解具有高总酸值(TAN)的粗品。该公布公开了其闪蒸槽仅进行进入该槽的两相(蒸气相和液相)的物理分离。也就是说，公开了离开闪蒸槽的蒸气相的组成与进入该槽的蒸气相的组成基本相同。同样，公开了离开同一闪蒸槽的液相的组成与进入该槽的液相的组成基本相同。公开了优选的高TAN进料为之前进行精炼过程以除去残油的原油或进料流。因此，Buchanan等人教导了在其过程中远离残油的使用。

Buchanan等人的公布还公开了存在于其高TAN进料中的环烷酸基本上转化为CO、CO₂和较低分子量酸，诸如甲酸、乙酸、丙酸和丁酸。

有机酸，包括环烷酸，在烃质进料(诸如原油)中以增长的程度存在，并且正成为原油精炼处理器的问题。由于环烷酸特别具有腐蚀性，因此经常将它们挑选出来考虑。

由于酸(特别是环烷酸)的高度腐蚀性，大多数精炼厂不能在超过400F时处理总酸值(TAN)大于1.0的原油。随着越来越多的全世界烃生产能力需要满足需求，需要使用这些含酸的原料(特别是原油)来满足世界范围的需求增长。

通过本发明，通过气化单元和至少一个热裂解炉的组合，处理含有机酸的原料，比如全原油，和冷凝物，以及原油的含有机酸的馏分(例如，残留物)，不仅降低(转化或转变)原始酸含量，而且还由那些原料形成另外的热裂解进料。

发明概述

根据本发明，提供了一种用于处理含有机酸的原料的独特方法，该方法采用气化单元与至少一个热裂解炉组合，以通过气化单元产生另外的裂解进料，同时通过裂解操作降低最初存在于那些原料中的有机酸含量。

附图说明

图1显示可用于本发明方法的一个气化/裂解系统。

发明详述

本文使用的术语“烃”和“烃质”不是指严格包含或仅包含氢原子和碳原子的材料。这样的术语包括在性质上为烃质的材料，它们主要或基本上由氢和碳原子组成，但是可含有其他元素，诸如氧、硫、氮、金属、无机盐等，甚至以显著量含有。这些术语包括原油本身或其馏分，诸如气油、残留物等。它们还包括天然气冷凝物。

本发明使用的术语“气态”是指基本上为蒸气态的一种或多种气体，例如，单独的蒸汽、蒸汽和烃蒸气的混合物等。

本文使用的焦炭是指高分子量碳质固体，并且包括由多核芳族烃凝结(condensation)而形成的化合物。

可使用本发明的烯烃生产设备包括用于开始时接受和热裂解进料的热解(热裂解)炉。用于烃的蒸汽裂解的热解炉通过对流和辐射加热，并且包括一系列预热、循环和裂解管，通常为这样的管的束，用于预热、输送和裂解烃进料。高裂解热量由置于炉的辐射部分(radiantsection)(有时称为“辐射部分(radiation section)”)的燃烧器供应。将来自这些燃烧器的废气通过炉的对流部分循环，以提供预热进入的烃进料所需的热量。炉的对流和辐射部分在“交叉点”处接合，并且上文涉及的管携带烃进料从一个部分的内部到下一个部分的内部。

在典型的炉中，对流部分可含有多个子区。例如，可起初将进料在第一上部子区中预热，将锅炉给水在第二子区中加热，将混合的进料和蒸汽在第三子区中加热，将蒸汽在第四子区中过热，并且将最终的进料/蒸汽混合物分成多个子流，并在下部(底部)或第五子区中预热。子区的数量及其功能可显著变化。每个子区可携带多个导管，通过这些导管携带炉进料，许多导管为正弦结构。比起辐射部分，对流部分在不太严格的操作条件下操作。

设计裂解炉用于从辐射管(盘管)入口开始在辐射部分中快速加热，在所属入口中由于温度低而反应速度常数低。大多数传递的热量简单地将烃从入口温度上升至反应温度。在盘管的中部，温度上升速率较低，但是裂解速率可观。在盘管出口，温度上升速率有些增大，但是不如入口处快速。反应物的消失速率是其反应速度常数乘以其局部浓度的乘积。在盘管的末端，反应物浓度低，并且通过提高处理气体温度可得到另外的裂解。

进料烃的蒸汽稀释降低了烃的分压，增强了烯烃形成，并降低在辐射管中朝向焦炭形成的任何趋势。

裂解炉通常具有长方形燃烧室，其中直立的管在辐射耐火材料壁之间居中。所述管由其顶部支撑。

使用安装在壁或地板上的燃烧器或两者的组合使用气态或组合的气态/液态燃料完成辐射部分的点燃。燃烧室通常在稍微负性压力下，大多数通常具有向上流动的烟道气。通过天然通风或诱导的通风扇中的至少一种建立烟道气流入对流部分。

通常将辐射盘管悬挂在燃烧室中部以下的单一平面中。它们可嵌套在单一平面中或平行放置在交错的两行管排列中。从燃烧器到辐射管的传热主要通过辐射进行，因此有术语“辐射部分”，其中将烃加热至约1,400F至约1,550F，从而经受严格的裂解，和焦炭形成。

因此，开始空的辐射盘管为点燃的管状化学反应器。通过由来自辐射部分的烟道气、对流部分中进料的蒸汽稀释等对流加热，在对流部分中将进入炉的烃进料预热至约900F至约1,000F。预热后，在常规商业性炉中，进料已准备好进入辐射部分。

将离开辐射部分的已裂解的气态烃快速降温，以防止破坏裂解模式。在烯烃生产设备的同一下游中进一步处理之前，将已裂解的气体冷却，回收大量的能量作为高压蒸汽，再用于炉和/或烯烃设备。这通常使用本领域公知的传输线交换器完成。

液体烃原料下游处理，尽管它可以在设备与设备之间不同，通常在例如前述传输线交换器中将其热交换之后，采用油淬灭炉流出物。随后，使已裂解的烃流经受初级分馏以除去重质液体，接着压缩未冷凝的烃，从中除去酸气体和水。随后单独分离各种期望的产物，例如，乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的烃的混合物、燃料油、热解汽油和高纯度氢流。

图1显示气化/裂解系统，该系统可以操作作为占优势的(主要的)系统进料的含有机酸的全原油、冷凝物、包括残留物(特别是常压残留物)的全原油的馏分和它们的混合物。

出于简单和简洁的目的，图1非常概略，因为如上所述，实际的炉是复杂结构。

总酸值或TAN是烃质材料的有机酸含量的度量。这样的有机酸包括，但不限于，环烷酸。

TAN通过ASTM方法D-644测定，单位为毫克(mg)KOH/千克(kg)被试烃质材料。出于简洁的目的，下文中不重复测量方法和单位。

本发明适用的含有机酸的进料流包括任何烃质材料，诸如原油本身、原油的一种或多种馏分(包括残留物，特别是常压残油)、天然气冷凝物和它们的两种或更多种的混合物。

羧酸物类为存在于前述进料流中最具腐蚀性的一类酸。在羧酸类酸中，环烷酸子集最具腐蚀性，并且就使操作设备的腐蚀最小化而言对于作为整体操作裂解设备最有问题。

用于本发明的常压残油进料可来自单一来源或多个来源，因此，可为单一的残油或两种或更多种残渣的混合物，其含有或不含其他材料，诸如原油和冷凝物。可用于本发明的常压残油可具有宽的沸腾范围，特别是当采用残渣的混合物时，但是通常沸腾范围为约600F至仅剩余不沸腾实体的沸腾终点。

来自常压热蒸馏塔的常压残油塔底物主要由气油组分和较重馏分组成，气油组分的沸腾范围为约600至约1,000F，较重馏分的沸腾温度范围为约1,000F直到仅剩余不沸腾实体的其最终沸点。

真空辅助的热蒸馏塔(真空塔)通常将气油组分与前述其相关的较重馏分分离，因此提供不同组成的残油。

用于本发明的进料2的残油的量可为总进料2的显著组分。残油组分可为进料2总重量的至少约20％重量，但是不必严格在该范围内。

根据加入到进料2的残油的特定的物理和化学特征，可将其他材料加入到该进料中。这样的另外的材料可包括轻汽油、石脑油、天然汽油和/或冷凝物。可采用全馏程石脑油、轻石脑油、中等石脑油、重石脑油或它们的两种或更多种的混合物形式的石脑油。轻汽油的沸腾范围可从戊烷(C5)的沸腾范围至约158F。全馏程石脑油(包括轻、中等和重石脑油馏分)的沸腾范围可为约158至约350F。轻、中等和重石脑油馏分的沸腾范围可分别为约158至约212F、约212至约302F和约302至约350F。

因此，特意加入到进料2中的残油的轻质材料的量可根据操作者的期望宽泛变化，但是进料2中的残油(如果存在)可保持为管线10和进料气化单元11中的进料2的显著组分。

图1显示液体裂解炉1，其中将高TAN烃质最初进料2通入上部的上部进料预热子区3，较冷部分到达(cooler reaches of)炉1的对流部分。还在炉的对流部分的较上高度将蒸汽6过热。

随后通过管道(管线)10，将预热的裂解进料流通向气化单元11(充分公开于USP‘961)，该单元分成上部蒸气气化区12和下部气化区13。该单元11主要(占优势地)实现在预热步骤3之后保持液态的材料(例如石脑油和汽油沸腾范围和较轻馏分)至少显著部分气化。

通过管线14，将那时在区12中为主的，单元11接受的与预热的进料相关的气态材料以及在特定条件下可能形成的另外的气态材料(烃质和酸性二者)，从区12中除去。因此，管线14带走基本上所有的较轻烃蒸气，例如，存在于区12中的石脑油和汽油沸腾范围和较轻的，并且可带走一些蒸气态酸物类。经由管线15，将存在于区12中的液体馏出物(含有或不含一些液态汽油和/或石脑油)从中除去，并通向下部区13的上部内部。

在该特定实施方案中，区12和13通过不透的壁16彼此分隔而没有流体连通，该不透的壁16可为固体塔板。管线15代表在区12和13之间向下流动连通的外部流体。作为替代，或除此以外，通过使用一个或多个设计允许液体向下通向区13的内部并且允许蒸气向上通向区12的内部的塔板，将壁16改为至少部分可透过液体，区12和13之间可具有内部流体连通。例如，代替不透的壁16，可使用烟囱塔板，在这种情况下，单元11内的液体将在内部向下流动至部分13，而不是经由管线15在单元11的外部流动。在这种内部向下流动的情况下，分配器18变为任选的。

无论通过什么方式，将液体从区12除去，进入区13，该液体向下移动进入区13，因此可遇到至少一个液体分配装置18。装置18横跨单元11的横截面均匀地分配液体，使得液体横跨塔的宽度均匀地流向与填充物19接触。

蒸汽6经过过热子区20，随后经由管线21进入低于填充物19的区13的下部部分22。在填充物19中，液体和来自管线21的蒸汽彼此充分混合，因此气化一些液体15。这种新形成的烃质蒸气与蒸汽21一起经由管线17从区13中除去，并且可加入到管线14中的蒸气中，以在管线25中形成合并的烃蒸气产物。流25可基本上含有来自进料2的烃蒸气，例如，汽油、石脑油、中间馏出物、气油和蒸汽。

因此，流17代表一部分进料流2加上蒸汽21减去存在于塔底物流26的来自进料2的烃液态剩余物。流25含有存在于初始原料2中的有机酸物类。流25经过集管(未显示)，由此将流25分成多个子流，并经过多个导管(未显示)进入炉1的对流部分预热子区27。部分27在炉1的下部部分，因此较热。部分27用于将流25预热至适于在辐射区29中裂解的前述温度。

在部分27中实质加热之后，通过管线28将包括有机酸物类的流25通向辐射部分子区29。同样，为了简洁的目的，将通常由子区27通向并经过子区29的多个单独的流表示为单一的流动流28。

在炉1的辐射燃烧室29中，使含有多种不同的烃组分(包括酸物类)的来自管线28的进料经受如前所述的严格的热裂解条件。这些裂解条件将存在的显著量甚至是占优势量的环烷酸转化或转变为一氧化碳(CO)、二氧化碳(CO₂)和较低分子量酸(甲酸、乙酸、丙酸和丁酸)。

已裂解的产物通过管线30离开辐射燃烧室29，如前所述和USP‘961详细显示的，在炉1下游的烯烃设备的剩余部分中进一步处理。

当使用原油、冷凝物、残油等作为进料2的显著组分时，包含有机酸的实质量的馏出物最终在单元11(特别是在区13)中气化，通向炉1，并裂解，从而将这样的馏出物转化为较轻组分。

进料2可在约环境温度直到约300F的温度下，在稍微超过常压直到约100psig(下文“常压至100psig”)的压力下进入炉1。

进料2可在约环境温度至约750F(例如，约500至约750F)的温度下，在常压至100psig的压力下，经由管线10进入区12。

流14可为基本上全部由进料2形成的烃蒸气，并且在约环境温度至约700F的温度下，在常压至100psig的压力下。流14可含有或可不含最初存在于进料2中的一些酸物类。

流15可为基本上全部来自进料2的剩余液体减去在预热器3和区12中气化的，并且在约环境温度至约700F的温度下，在稍微超过常压直到约100psig(下文“常压至100psig”)的压力下。

区12可用作物理分离区，如上文讨论的Buchanan等人的公布中的闪蒸槽的那样，此外，可在用于引起通过管线10进入区12的液态烃的另外气化的条件下操作。

区13在约700至约1,100F的温度下操作，从而由通过管线15从区12接受的液体形成实质量的另外的蒸气态烃。

因此，除了气化存在于初始进料2中的有机酸以外，气化单元11还由存在于预热的进料流10中的液体形成实质量的另外的蒸气态烃。

因此，通过管线14和17离开单元11的蒸气相的化学组成与通过管线10进入单元11的蒸气相的化学组成实质不同。类似地，通过管线26离开单元11的液相的化学组成与通过管线10进入单元11的液相的化学组成实质不同。也就是说，单元11确实不止仅仅进行通过管线10进入单元11的两相(液相和蒸气相)的物理分离。

流14和17的组合，用流25表示，可以在约600至约800F的温度下，在常压至100psig的压力下，并且含有的总蒸汽/烃比率为例如约0.1至约2，优选约0.1至约1磅蒸汽/磅烃。

在气化区13中，由于原油、原油的馏分(特别是残油)和冷凝物的组成宽泛变化，因此稀释比率(热气体/液体液滴)将宽泛变化。通常，热气体(例如，在区13顶部的蒸汽和烃)可按蒸汽与烃的比率为约0.1/1至约5/1存在。

蒸汽为通过管线21引入的合适的热气体的一个实例。流6可为通常用于常规裂解设备的那种蒸汽。在所用的蒸汽中可存在其他材料。所有这样的气体优选在足以使进入区13的液态烃15的实质部分挥发的温度。通常，在常压至100psig压力下，由导管21进入区13的气体将为至少约650F，优选约900至约1,200F。出于简单的目的，下文将这样的气体称为术语单独的蒸汽。

因此，流17可为蒸汽、酸物类和具有低于约1,100F的沸点的烃蒸气的混合物。在常压至100psig的压力下，流17可在约600至约800F的温度。

来自管线21的蒸汽不仅仅用作分压目的的稀释剂，这在裂解操作中是通常的情况。而是，来自管线21的蒸汽不仅提供稀释功能，而且为单元11中保持液态的烃提供另外的气化和温和裂解能量。这通过恰好足以实现较重烃组分(诸如在全原油和残油中发现的那些)的气化和/或温和裂解的能量实现。例如，通过使用管线21中的蒸汽，实现进料2液体的实质气化/温和裂解。从而非常高的蒸汽稀释比率和最高温度的蒸汽在因为液态烃液滴在区13中渐进式向下移动而最需要它们时提供。

根据本发明，保留在图1的进料10中的在轻于(低于)约1,100F沸腾的烃和酸物类(均如上文所定义)将在单元11中被气化，并通过管线14或17或二者除去，并如上文所述进料至炉1。此外，重于本段上面提及的较轻实体的烃质实体可至少部分被温和裂解，或者在单元11中分解为较轻烃质实体(诸如以上提及的那些)，并且那些刚刚形成的较轻实体通过管线17除去，作为炉1的另外的进料。进料10的液体剩余物(如果有的话)通过管线26除去，用于在别处处理。

实施例

将TAN值为4.5的Doba常压残留物以等重量份与轻汽油和石脑油混合，产生TAN值为2.25的共混物。将该共混物进料至热解炉1的对流部分的预热部分3。该进料混合物2为260F和80psig。在该对流部分中，在约60psig下将进料2预热至约690F，随后经过管线10进入气化单元11，其中在约690F和60psig下的汽油、石脑油和气油气体的混合物在该单元的区12中分离。

将这些已分离的气体从区12中除去，用于通过管线25转移至同一炉的对流预热子区27。

在与前述伴随的烃气体分离之后，通过管线15将由基于残油的进料2剩余的烃液体转移至下部部分13，并使之在该部分中朝向其底部向下落下。

在气化区13的底部附近引入约1,050F的预热的蒸汽21，以得到在部分13中蒸汽与烃的比率为约1。落下的液体液滴与从区13的底部朝向其顶部上升的蒸汽成逆流流动。关于在区13中向下落下的液体，蒸汽与液态烃的比率从部分19的顶部至底部增大。

将蒸汽和烃蒸气的约750F的混合物17区13顶部附近取出，并与较早经由管线14从区12中除去的气体混合，以形成包含约0.5磅蒸汽/磅存在的烃的复合蒸汽/烃蒸气流25。在小于约50psig下，将该复合流在子区27中预热至约1,000F，随后通向辐射燃烧室子区29，用于在1,400℉至1,550℉范围的温度下裂解。由于存在于流25中的环烷酸的转化，在裂解炉中的CO和CO₂产量增大。

在约900F温度和约60psig压力下，将单元11的塔底物产物26除去，并通向下游处理设备，用于进一步按需处理。

显著量的有机酸(包括环烷酸)在流25中结束，并随后在裂解炉中转化为CO、CO₂和较低分子量酸。

同时，通过气化单元11(特别是气化区13)的操作，通过另外量的液体进料的气化，为该裂解炉形成另外的蒸气态进料。

Claims (1)

1.一种用于使TAN为至少1.0mg KOH/g并由至少一种烃质材料组成的烃质原料热裂解的方法，至少一种所述烃质材料包含至少一种有机酸物类，所述方法包括将所述原料预热以形成预热的流，该预热的流包含具有初始化学组成的初始蒸气相和具有初始化学组成的初始液相，将所述预热的流通向气化步骤，其中使一部分所述初始液相气化，气化的方式使得离开所述气化步骤的总蒸气的化学组成不同于所述初始蒸气相的所述初始化学组成，并且离开所述气化步骤的剩余的液体的化学组成不同于所述初始液相的所述初始化学组成，并将离开所述气化步骤的至少一部分所述蒸气通向至少一个热裂解炉作为用于所述至少一个热裂解炉的进料，其中所述烃质原料用蒸汽稀释，其中所述烃质原料为全原油、冷凝物、残留物和它们的两种或更多种的混合物中的至少一种。

2. 权利要求1的方法，其中所述烃质原料为至少一种常压残留物。

3. 权利要求1的方法，其中所述至少一种有机酸物类包括至少一种羧酸物类。

4. 权利要求3的方法，其中所述至少一种羧酸物类包括至少一种环烷酸物类。

5. 权利要求1的方法，其中所述气化步骤采用至少第一气化区和第二气化区，所述第一气化区接受包含所述初始蒸气相和所述初始液相的所述预热的原料，并至少将所述初始蒸气相与所述初始液相分离，将所述已分离的初始蒸气相材料从所述第一气化区通向所述至少一个热裂解炉作为其进料，所述第二气化区从所述第一气化区接受在所述第一气化区中不作为蒸气存在的预热的初始液相材料，并使这样的材料在所述第二气化区中经受加热和温和裂解中的至少一种，直至在所述第二气化区中显著量的这样的材料气化，以形成另外的气态材料并留下液态剩余物，并且将在所述第二气化区中形成的所述另外的气态材料从中除去并通向所述至少一个热裂解炉作为其进料，由此在所述第二气化区中形成的所述另外的气态材料的化学组成不同于所述初始蒸气相的化学组成，并且离开所述第二气化区的所述液态剩余物的化学组成不同于所述初始液相的化学组成。

6. 权利要求5的方法，其中使在所述第二气化区中的所述初始液相材料经受700至1,100F范围的温度。

7. 权利要求5的方法，其中将来自所述第一气化区的所述已分离的初始蒸气相材料和来自所述第二气化区的所述被除去的另外的气态材料合并，并将已合并的流通向至少一个热裂解炉。

8. 权利要求5的方法，其中所述第二气化区包含液体分配装置。

9. 权利要求5的方法，其中所述第二气化区包含填充物。

10. 权利要求5的方法，其中所述烃质原料在500至750F的温度下和常压至100 psig的压力下进入所述第一气化区。