CN103210061A

CN103210061A - 用于裂解重质烃进料的方法

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Publication number: CN103210061A
Application number: CN2011800560239A
Authority: CN
Inventors: R.S.布里奇斯; S.G.切拉潘
Original assignee: Equistar Chemicals LP
Current assignee: Equistar Chemicals LP
Priority date: 2010-11-23
Filing date: 2011-11-21
Publication date: 2013-07-17
Anticipated expiration: 2031-11-21
Also published as: WO2012071327A1; US8663456B2; CN103210061B; US20120125811A1; BR112013012385B1; BR112013012385A2

Abstract

公开了一种用于裂解重质烃进料的方法，包括汽化步骤、焦化步骤、加氢处理步骤、和蒸汽裂解步骤。将重质烃进料传输至汽化单元的第一区以分离第一蒸气流和第一液体流。将第一液体流传输至汽化单元的第二区并与逆流蒸汽密切接触，制备第二蒸气流和第二液体流。使第一蒸气流和第二蒸气流在蒸汽裂解器的辐射区中裂解以制备裂解流出物。在焦炭塔中热裂解第二液体流以制备焦化流出物和焦炭。将焦化流出物分离成焦化气体和焦化液体。在催化剂的存在下使焦化液体与氢气反应以制备加氢处理产物。将加氢处理产物分离成气体产物和液体产物。将液体产物进料至汽化单元。

Description

用于裂解重质烃进料的方法

发明领域

本发明涉及通过蒸汽裂解重质烃进料制备烯烃和其它产物。

发明背景

烃的蒸汽裂解是一种非催化石化过程，其广泛用于制备烯烃例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、和芳烃例如苯、甲苯、和二甲苯。典型地，烃进料例如乙烷、丙烷、石脑油、瓦斯油(gas oil)、或其它烃馏分的混合物和蒸汽在蒸汽裂解器中裂解。蒸汽稀释烃进料并减少焦化。蒸汽裂解器也称作热解炉、裂解炉、裂解器、或裂解加热炉。蒸汽裂解器具有对流区和辐射区。预热在对流区中完成，而裂解反应在辐射区中发生。蒸汽和烃进料混合物典型地在对流区在对流管（盘管）中预热至约900-约1 ,000 F（约482-约538℃）的温度，并随后传输至位于辐射区的辐射管。在辐射区中，烃和蒸汽快速加热至约1,450-约1,550 F（约788-约843℃）的烃裂解温度。裂解反应典型地在约10-约30 psig的压力下发生。蒸汽裂解无任何催化剂辅助地完成。

在辐射区中裂解之后，来自蒸汽裂解器的流出物含有众多种类的气态烃，例如每分子1-35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，并可为脂肪族的、脂环族的、或芳香族的。裂解流出物还含有大量的氢气分子。通常进一步处理裂解流出物以制备各种产物例如氢气、乙烯、丙烯、混合C4烃、热解汽油、和热解燃料油。

传统的蒸汽裂解体系对于裂解气体进料（例如乙烷、丙烷）或所含大部分为轻质挥发烃的高质量的液体进料（例如瓦斯油、石脑油）是有效的。使用热解炉无法经济地裂解含有重质组分的烃进料例如原油或常压渣油，因为这类进料含有高分子量、非挥发性、重质组分，其倾向于在热解炉的对流区中过快地形成焦炭。

由于含重质组分的烃进料的可得性和与高质量的液体进料相比较低的成本，已作出努力来发展在蒸汽裂解器中使用其的方法。例如，美国专利3,617,493公开了一种用于原油进料的外部汽化塔和第一闪蒸（以作为蒸气移除石脑油）和第二闪蒸（以移除沸点为450-1100 F（232-593℃）的挥发物）。蒸气在热解炉中裂解成烯烃并将分离的液体自两个闪蒸罐中移除、蒸汽汽提、并用作燃料。

美国专利3,487,006教导了一种用于整合原油分馏设备和石化产品制备的方法，其中轻质馏出物在第一分馏器中首先与原油分离。无轻质馏出物的原油与蒸汽混合并通过热解加热器的对流区和导入瓦斯油塔。将来自瓦斯油塔的塔顶瓦斯油不经冷凝地导入热解加热器的辐射加热区以实现其裂解生成所需的石化产物。美国专利3,487,006还教导了来自瓦斯油塔的残余物可进一步处理，例如通过焦化，以制备更轻质的产物。

美国专利3,898,299教导了一种由常压石油渣油进料制备气态烯烃的方法。该方法包括：(a) 在加氢区中在50-500℃的温度、50-5,000 psig的压力、和0.1-5.0的液时空速下使石油渣油进料与加氢催化剂接触以实现芳香烃的加氢；(b) 自所得加氢的常压石油渣油进料分离含氢气的气相和含烃的液相；(c) 将至少一部分含氢气的气相循环至加氢区域；(d) 将含烃的液相分离成具有沸程低于650℃的馏出物馏分和沸程大于该馏出物的沸程的残余物馏分；(e) 在热解区中、在蒸汽的存在下、在实现至少一部分液相转化成气态烯烃的条件下使馏出物馏分经历热裂解；和(f) 自热解区流出物回收通常气态的烯烃。

美国专利4,310,439教导了一种用于裂解重质液态烃进料混合物的方法，该重质液态烃进料混合物具有超过200℃的标准沸点并含有单环芳烃和多环芳烃，该方法通过进料加氢和随后热裂解所得进料以获得烯烃。该方法包括加氢步骤因此进料中的多环芳烃被广泛地氢化，和其中在加氢步骤和热裂解步骤之间提供了将加氢产物分离成(i) 含有主要部分的单环芳烃的轻质馏分和(ii) 重质液体馏分的中间步骤，与所述轻质馏分相比，所述重质液体馏分的异构化少得多，并仅使所述重质液体馏分经历热裂解阶段以获得富乙烯产物流。减粘裂化炉或炼焦器馏出物可用作该方法的重质液态烃进料。

美国专利7,374,664公开了一种用于利用全原油作为烯烃生产厂的热解炉进料的方法。该进料经历汽化条件直至基本上被最低限度温和裂解所汽化，但留有某些来自进料的剩余液体，由此形成的蒸气在炉的辐射区经历剧烈裂解，并将来自进料的剩余液体与至少一种急冷油混合以降低该剩余液体的温度。

美国专利7,404,889公开了一种用于热裂解烃进料的方法，其中首先在常压热蒸馏步骤中处理进料以形成轻质汽油、石脑油馏分、中间馏出物馏分、和常压残余物。轻质汽油和残余物的混合物在汽化步骤中至少部分汽化，和在蒸汽的存在下将汽化步骤的汽化产物热裂解。石脑油馏分和中间馏出物馏分不裂解。中间馏出物典型地包括加热油(heating oil)、喷气燃料、柴油、和煤油。

美国专利7,550,642公开了一种用于处理液体原油和/或天然气冷凝物进料的方法，包括使进料经历汽化步骤以形成蒸气状产物和液体产物，使蒸气状产物经历热裂解，和使液体产物经历原油精炼处理。

美国专利7,138,047教导了一种用于裂解含不挥发烃的重质烃进料的方法，包括：加热重质烃进料，使重质烃进料与流体和/或初级稀释蒸汽流混合以形成混合物，闪蒸该混合物以形成蒸气相和液相，并依据方法的至少一个选定的操作参数，例如闪蒸流进入闪蒸罐之前的温度，改变与重质烃进料混合的流体和/或初级稀释蒸汽流的量。

U.S. Pat. Nos. 7,404,889、7,550,642、和7,138,047所教导的方法全部具有产生渣油副产物的缺陷，所述渣油不得不销售或在别处处理。

尚存对发展有效方法的需要，所述方法能够利用重质烃进料例如重质原油以高产率制备烯烃和其它石化化合物（参见，例如，2010年11月23日提交的共同未决申请12/952,592（案卷编号77-3009A），和2010年11月23日提交的共同未决申请12/952,731（案卷编号77-3011A））。

发明概述

本发明是一种用于裂解重质烃进料的方法，包括汽化步骤、焦化步骤、加氢处理步骤、和蒸汽裂解步骤。将重质烃进料传输至汽化单元的第一区以分离第一蒸气流和第一液体流。将第一液体流传输至汽化单元的第二区并与逆流蒸汽密切接触以产生第二蒸气流和第二液体流。在蒸汽裂解器的辐射区裂解第一蒸气流和第二蒸气流以产生裂解流出物。在焦炭塔中热裂解第二液体流以产生焦化流出物和焦炭。将焦化流出物分离成焦化气体和焦化液体。在催化剂的存在下使焦化液体与氢气反应以产生加氢处理产物。将加氢处理产物分离成气体产物和液体产物。将液体产物进料至汽化单元。

附图简要说明

图1为本发明一个实施方案的工艺流程图。

发明详述

本发明是一种用于蒸汽裂解重质烃进料以制备乙烯、丙烯、C4烯烃、热解汽油、和其它产物的方法。

重质烃进料可包含以下的一种或多种：瓦斯油、加热油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、合成石脑油、残油液重整油、费托液、费托气、天然汽油、馏出物、原始石脑油、原油、天然气冷凝物、常压管式炉底物(atmospheric pipestill bottoms)、减压管式炉流(包括底物、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物)、来自精炼厂的重质非原始烃流、减压瓦斯油、重质瓦斯油、常压渣油、加氢裂化器蜡、费托蜡等。一种优选的重质烃进料为原油。

重质烃进料包含沸点为至少565℃的烃（“重质烃”）。进料中重质烃的量通常为至少1 wt%，优选地至少10 wt%，最优选地至少30 wt%。

术语“烃（hydrocarbon）”或“烃的（hydrocarbonaceous）”指主要由氢和碳原子组成，但可含有其它元素如氧、硫、氮、金属、无机盐等的物质。

术语“全原油”或“原油”、“未加工石油”、或“毛油”指适用于蒸馏，但还未经历任何蒸馏或分馏的液体油。原油通常含有大量的烃和其它沸点等于或大于1,050 F（565℃）的组分和不沸组分(如沥青或焦油)。因此，如果不是不可能的话，很难提供全原油的沸程。

术语“石脑油”指具有约30℃-约232℃沸程的可燃烃混合物，其获自石油或煤焦油蒸馏。石脑油通常是具有5-12个碳原子的烃分子的混合物。

术语“轻质石脑油”指具有30℃-90℃沸程的烃级分。其通常含有具有5-6个碳原子的烃分子。

术语“重质石脑油”指具有90℃-232℃沸程的烃级分。其通常含有具有6-12个碳的烃分子。

术语“费托过程”或“费托合成”指用于将一氧化碳和氢气的混合物转化成烃的催化过程。

术语“常压残油”或“常压渣油”指精炼厂中原油常压蒸馏中获得的蒸馏底物。获自常压蒸馏的常压残油有时被称作“常压渣油（long resid或long residue）”。为了回收更多的馏出物产物，在减压和高温下进行进一步蒸馏，称作“减压蒸馏”。减压蒸馏残余物被称作“减压渣油（short resid或short residue）”。

蒸汽裂解器典型地具有矩形燃烧室，所述燃烧室具有位于辐射耐火壁之间的竖直管。烃的蒸汽裂解在管式反应器中完成。管支撑于它们的顶部。辐射区供热由使用气态或气态/液态组合燃料的侧壁安装燃烧器或底部安装燃烧器或二者的组合来完成。燃烧室典型地处于轻微负压下，最经常带有向上流动的烟道气。烟道气通过自然通风和/或引风流入对流区。通常两个裂解炉共享一个共同的烟囱，并且加热器的高度可自30至50米变化。辐射管通常挂于燃烧室中央下方的单平面内。它们可嵌入单平面中或者以交错、双排管排列平行放置。从燃烧器向辐射管的热传递主要通过辐射发生，因此有了术语“辐射区”，此处烃被加热至约1,400 F-约1,550 F（约760-843℃）的温度。多个工程承包商包括ABB Lummus Global、Stone and Webster、Kellogg-Braun & Root、Linde、和KTI提供裂解炉技术。

离开辐射区的裂解流出物被快速冷却以防止较轻的分子反应形成较重的化合物。以高压蒸汽的形式回收了大量的热，其可用于烯烃设备或别处。热回收通常通过使用本领域已知的传输线交换器（TLE）来完成。在烯烃设备的回收区中，冷却的流出物被通过压缩结合浓缩和分馏分离成所需的产物，包括氢气、甲烷、乙烯、丙烯、粗C4烃、热解汽油、和热解燃料油。术语“热解汽油”指具有约100 F-约400 F（38-204℃）沸程的馏分。术语“热解燃料油”指具有约400 F（204℃）-终点，例如大于1200 F（649℃）沸程的馏分。

作为副产物产生焦炭，当使用气体进料或所含大部分为轻质挥发烃的高质量的液体进料时，焦炭沉积在辐射管内壁上，而不太经常沉积在对流管内壁上。沉积在反应器管壁上的焦炭限制了向管的热传递、增大了沿盘管的压力降、并影响裂解反应的选择性。术语“焦炭”指任何高分子量碳质固体，并包括自多核芳烃缩合形成的化合物。必须定期地关闭并清理裂解器，这叫做除焦。除焦之间典型的运行周期为25-100天。焦炭还沉积在传输线交换器中。

传统的蒸汽裂解器对于裂解高质量的液体进料，例如瓦斯油和石脑油有效。使用传统的蒸汽裂解器无法经济地裂解重质烃，因为它们倾向于更容易地在对流管和辐射管中形成焦炭，这缩短了裂解器的运行周期。

本发明的方法包含将重质烃进料导入汽化单元的第一区并分离第一蒸气流和第一液体流。汽化单元具有两个区：第一区和第二区。在第一区中，发生气液分离以形成第一蒸气流和第一液体流。第一蒸气流离开第一区并进入蒸汽裂解器的辐射区。

重质烃进料在进入汽化单元之前可在蒸汽裂解器的对流区中在约15-100 psig下预热至350-400 F（177-204℃）的温度。在重质烃进料进入汽化单元之前可将蒸汽加入其中。通常第一区保持在约350-约400 F（177-204℃）的温度和15-100 psig的压力下。

第一液体流进入汽化单元的第二区。通常第二区位于第一区之下。在第二区中，第一液体与蒸汽以逆流方式接触以致至少一部分的烃组分被汽化。优选处于约900-约1300 F（482-704℃）温度下的蒸汽进入第二区并向第二区中的液态烃提供额外的热能，其促进了液态烃的进一步汽化。在第二区中形成的蒸气烃（第二蒸气流）离开汽化单元并进入蒸汽裂解器的辐射区。剩余液态烃（第二液体流）自汽化单元的底部离开第二区。典型地，第二区在约500-约900 F（260-482℃）的温度和约15-约100 psig的压力下操作。进料到第二区的蒸汽与进入第二区的第一液体流的重量比可为约0.3:1-约1:1。

热裂解第二液体流以产生焦化流出物和焦炭。该步骤称为焦化，有时也称为延迟焦化。焦化是在不使用蒸汽或催化剂的情况下，大的烃分子在压力下热分解以形成更小分子的过程。焦化用于由相对低价值的进料(如重质残余物)制备更轻质、更有价值的烃。焦化通常在约800-约1050 F（426-565℃）的温度和约15-约50 psig的压力下进行。

除了焦炭，焦化步骤还产生焦化流出物，其为宽范围分子量的可蒸馏烃的混合物，包括气体（典型地包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、氢气、二氧化碳、硫化氢等）、石脑油、轻质瓦斯油、和重质瓦斯油。重质瓦斯油典型地具有约650-约1,050 F（约343-约565℃）的沸程。所得焦炭通常用作燃料，但也可以用于特定用途，如电极制造以及化学品和冶金焦的制备。

将焦化流出物分离成焦化气体和焦化液体。通常这是通过将焦化流出物冷却至约90-约120 F（32-49℃）的温度和在约10-约50 psig的压力下来实现的。焦化气体通常含有甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、氢气、二氧化碳、硫化氢、和其它烃。优选地，将焦化气体传输至烯烃设备的回收区以进一步纯化。

焦化液体与氢气在催化剂的存在下反应以产生加氢处理产物。术语“加氢处理”指在催化剂的存在下用氢气处理烃流。加氢处理包括加氢裂解和加氢精制(hydrotreating)。术语“加氢裂解（hydrocracking）”通常指将高分子量物质分解成更低分子量的物质。进行“加氢裂解（hydrocrack）”是指用氢气将有机分子分裂成所得分子片段以形成两种或更多种更小的有机分子。

焦化液体的加氢裂解可根据本领域技术人员已知的传统方法进行。典型的加氢裂解条件例如描述于美国专利6,179,995中，其内容通过引用整体并入本文。典型地，加氢裂解通过使焦化液体与氢气在适合的加氢裂解催化剂的存在下、在约600-约900 F（316-482℃）、优选约650-约850 F（343-454℃）的温度、和约200-约4000 psig、优选约500-约3000 psia的压力、和约0.1-约10 h^-1、优选约0.25-约5 h^-1的空速下接触来实现。用于加氢裂解的适合催化剂通常包含裂解组分、加氢组分、和粘合剂。加氢裂解催化剂是本领域已知的。裂解组分可包括无定形二氧化硅-氧化铝和/或沸石，例如Y-型或USY沸石。粘合剂通常为二氧化硅或氧化铝。加氢组分可为第VI族、第VII族、或第VIII族金属，优选为钼、钨、钴、或镍中的一种或多种。如果存在于催化剂中，这些加氢组分通常占催化剂重量的约5%-约40%。或者，铂族金属，例如铂或钯，可作为加氢组分单独存在或与基础金属加氢组分钼、钨、钴、或镍结合存在。如果存在，铂族金属通常占催化剂重量的约0.1%-约2%。

术语“加氢精制”指使碳-碳双键（例如烯烃或芳烃中）或碳-碳三键变饱和并从杂原子化合物中移除杂原子（例如氧、硫、氮）。典型的加氢精制条件是本领域技术人员所熟知的，例如描述于美国专利8,179,995中，其内容通过引用整体并入本文。加氢精制条件包括约400 F-约900 F（204-482℃）、优选约650 F-约850 F（343-454℃）的反应温度；约500-约5000 psig（34-340 atm）、优选约1000-约3000 psig（68-204 atm）的压力；和约0.5 h^-1-约20 h^-1的液时空速（LHSV）。适合的加氢精制催化剂包含负载于多孔耐火载体(如氧化铝)之上的第VI族金属和第VIII族金属。加氢精制催化剂的实例为氧化铝负载的钴-钼、镍-钨、钴-钨和镍-钼。典型地，加氢精制催化剂是预硫化的。

将由加氢裂解和/或加氢精制产生的加氢处理产物分离成气态加氢处理产物和液态加氢处理产物。气态加氢处理产物通常含有氢气、硫化氢、氨、水、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、二氧化碳、和其它烃。优选地，将气态加氢处理产物传输至烯烃设备的回收区以进一步纯化。

将液态加氢处理产物进料至汽化单元。根据加氢处理产物的温度，其可与进料结合并在裂解器的对流区中进一步加热，或直接进料至汽化单元。

液态加氢处理产物典型地具有约13-15 wt%的氢气含量，这比加氢处理操作之前的塔顶产物的氢气含量高约1-约3 wt%。更高的氢气含量有助于提高在蒸汽裂解对较低级烯烃的选择性，由此产生更多的乙烯和丙烯及更少的燃料级化学品。另外，加氢裂解降低了平均分子量且降低了芳烃含量，这减少了对流管和辐射管中的焦化。加氢精制降低了塔顶烃产物的硫、氮、和氧含量。加氢精制也可使多核芳烃饱和并由此减少了焦化。

该过程在炉的辐射区产生裂解流出物，其通过技术处理产生产物，如氢气、乙烯、丙烯、热解汽油、和热解燃料油。可能期望地在同一焦化步骤中热裂解该热解燃料油以产生额外的蒸汽裂解进料。例如，热解燃料油可与来自汽化单元的第二液体流混合以形成结合的流，其在焦化步骤中热裂解。

图1为本发明一个实施方案的工艺流程图。使原油进料1经过炉101的对流区的预热区A。然后经由管线2将原油进料传输至汽化单元102，所述汽化单元102包括上部区域（第一区）11和下部区域（第二区）12。将与单元102收集的预热进料有关的烃蒸气、和在区域11中形成的额外蒸气作为第一蒸气流经由管线4自区域11移出。

未在区域11中汽化的烃液体（第一液体流）经由管线3移至区域12的上内部。区域11和12通过不渗透壁9彼此隔开不流体连通，所述不渗透壁9例如可为固体塔板。管线3代表区域11和12之间的外部流体下降流连通。如果需要，区域11和12可在它们之间通过更改壁9而具有内部流体连通，所述更改壁9为将壁9更改为至少部分液体可渗透的以允许区域9中的液体向下通入区域12的上内部和区域12中的蒸气向上进入区域11的下内部。

不管第一液体流通过什么方式自区域11移至区域12，其向下移入区域12的上内部，并优选遇到至少一个液体分布装置6。装置6将液体均匀地分布在单元102的横切面上以致向下流动的液体在接触床10之前沿塔的宽度均匀地铺展开。适合的液体分布装置包括多孔板、槽分布器、穿流筛板、烟筒塔板(chimney trays)、喷头等。

床10沿单元102的整个横截面伸展，其不具有液体可不受床10阻碍地流过的大开放垂直通道或管道。因此，向下流动的液体无法不经床10而自第二区12的顶部流至底部。优选地，床10含有用于促进第二区中液体和蒸气密切混合的填充材料和/或塔板。

将初始稀释蒸汽（通过区域B预热管线23中的低温蒸汽产生）经由管线13导入位于床10之下的区域12下部。来自第一区11的第一液体流经由管线3进入第二区12，经过液体分布器6，向下移入区域12，并与床10中的蒸汽密切混合。作为结果，额外的蒸气烃（第二蒸气流）在区域12中形成。新形成的蒸气与稀释蒸汽一起自区域12经由管线5移出，并与管线4中的蒸气合并以形成管线7中的烃蒸气流。管线7中的流含有在汽化单元中由进料1和输入汽化单元的蒸汽所产生的全部烃蒸气（第一蒸气流和第二蒸气流）。

使来自汽化单元的烃蒸气和蒸汽经过炉101的对流区的预热区C，进一步加热至更高的温度，并进入炉101的辐射区D中的辐射管。在辐射区D中，蒸气烃裂解。

区域12中的剩余液态烃（第二液体流）自底部离开汽化单元102，并被加热（图1未示出）和进料到焦化区103，此处其被热裂解以形成焦化流出物和焦炭。将焦炭经由管线15移出。在区域104中将焦化流出物冷却并分离成管线17中的焦化气体（典型地含有甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、氢气、二氧化碳、硫化氢等）和焦化液体。管线17中的焦化气体任选地传输至烯烃设备的回收区以进行纯化。

焦化液体经由管线18进入加氢处理区105。氢气经由管线19加入加氢处理区105。管线20中的加氢处理产物在区域106中冷却并分离成管线21中的气态加氢处理产物和管线22中的液态加氢处理产物。将液态加氢处理产物与进料1合并。管线21中的气态加氢处理产物任选地传输至烯烃设备的回收区以进行纯化。

本发明有效地将重质烃进料分离成蒸气流和第二液体流。第二液体流在焦化步骤中进一步热裂解成更小的烃分子。焦化液体的加氢处理进一步裂解烃分子，自焦化液体移除硫、氮、和氧，并使多核芳烃分子变饱和，由此产生额外的蒸汽裂解步骤进料。焦化气体和气态加氢处理产物可在烯烃设备的回收区处理。该过程直接自重质烃进料，例如原油，产生轻质烯烃，如乙烯、丙烯、和其它有用的石化中间体，而不需要精炼-型操作。

实施例

图1阐述了根据本发明的烯烃设备中的蒸汽裂解过程。将被称为阿拉伯重质原油的原油经由管线1、以87,000 lb/h的速度、在环境温度和压力下进料到热解炉101对流区的预热区A。该阿拉伯重质原油含有约31 wt%的在大于1,050 F（565℃）的温度下沸腾的烃，包括沥青质和焦油。在对流区中，在约60 psig下将进料加热至约740 F（393℃），并随后经由管线2通入汽化单元102的上部区域11。在区域11中，在约350 F（177℃）的温度和60 psig下形成汽油和石脑油蒸气的混合物，将其自剩余液体分离。分离的蒸气经由管线4自区域11移出。

区域11中剩余的烃液体经由管线3转移至下部区域12，并在区域12中向下落向单元102的底部。将约1,020 F（549℃）的预热蒸汽以30,000 lb/h的速度经由管线13导入区域12的底部以在区域12中产生约0.6:1的蒸汽与烃重量比。区域12中下落的烃液滴通过填充床10与上升的蒸汽接触。

将约800 F（426℃）的蒸汽和烃的气态混合物经由管线5自接近区域12顶部抽出，并与经由管线4自区域11移出的蒸气混合以形成管线7中的合并的蒸汽-烃蒸气混合物。管线7中的混合物具有约0.5:1的蒸汽与烃重量比。该混合物在区域C中预热，并以90,000 lb/h的总流速导入辐射区的区域D以在1,450 F-1,550 F（788-843℃）的温度下热裂解。裂解产物通过管线14移出，以在烯烃设备回收区（图1中未示出）进行下游处理。

将来自区域12的残余油以27,000 lb/h的速度、在约600 F（315℃）的温度和约70 psig的压力下自单元102经由管线8移出，加热至约900 F（482℃）的温度，并传输至焦炭塔(coking drum)103，其在约900 F（482℃）的温度和约60 psig的压力下操作。约32%的残余油被转化为焦炭。

将焦炭塔103中形成的焦化流出物以18,500 lb/h的速度经由管线16移出。焦化流出物含有约6.8 wt%的气体、约19.5 wt%的石脑油、约27.7 wt%的轻质焦化瓦斯油、和约13.5 wt%的重质焦化瓦斯油。将焦化流出物冷却至约120 F的温度，并作为结果分离成焦化气体和焦化液体。将管线17中的焦化气体传输至烯烃设备的回收区。在区域104中在Ni-Mo催化剂的存在下，用氢气加氢处理焦化液体。加氢处理反应在约500-600°F的温度、约2000 psig的压力、和约2 h^-1的重时空速下进行以形成加氢处理产物。在区域106中将加氢处理产物冷却至约120 F的温度，其中气体产物自液体产物分离。将液体产物经由管线21与进料1合并。将气体产物经由管线22传输至烯烃设备的回收区以进一步纯化。

Claims

1.一种用于在具有对流区和辐射区的蒸汽裂解器中裂解重质烃进料的方法，该方法包括：

(a) 将重质烃进料传输至汽化单元的第一区并在第一区中将所述进料分离成第一蒸气流和第一液体流；

(b) 将第一液体流传输至汽化单元的第二区并在汽化单元的第二区中使第一液体流与逆流蒸汽接触以致第一液体流与所述蒸汽密切混合产生第二蒸气流和第二液体流；

(c) 在蒸汽裂解器的辐射区蒸汽裂解第一蒸气流和第二蒸气流以产生裂解流出物；

(d) 热裂解第二液体流以产生焦化流出物和焦炭；

(e) 将所述焦化流出物分离成焦化气体和焦化液体；

(f) 加氢处理所述焦化液体以产生加氢处理产物；

(g) 将所述加氢处理产物分离成气态加氢处理产物和液态加氢处理产物；

(h) 将所述液态加氢处理产物传输至所述汽化单元。

2.权利要求1的方法，其中所述重质烃进料包含至少1 wt%的沸点为至少560℃的烃。

3.权利要求1的方法，其中所述重质烃进料包含至少10 wt%的沸点为至少560℃的烃。

4.权利要求1的方法，其中在所述重质烃进料进入汽化单元的第一区之前，在蒸汽裂解器的对流区将其加热至177-204℃。

5.权利要求1的方法，其中汽化单元的第一区处于177-204℃的温度和15-100 psig的压力下。

6.权利要求1的方法，其中所述逆流蒸汽处于482-704℃的温度和15-100 psig的压力下。

7.权利要求1的方法，其中汽化单元的第二区处于260-482℃的温度和15-100 psig的压力下。

8.权利要求1的方法，其中第二液体流在399-538℃的温度和20-100 psig的压力下热裂解。

9.权利要求1的方法，进一步包括将所述焦化气体传输至烯烃设备的回收区。

10.权利要求1的方法，进一步包括将所述气态加氢处理产物传输至烯烃设备的回收区。

11.权利要求1的方法，进一步包括从所述裂解流出物中分离热解燃料油并将热解燃料油传输至步骤(d)。