CN109844068A - 用于烃蒸汽裂解的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

一种在蒸汽裂解炉中蒸汽裂解烃原料的方法，该方法包括在烃原料过热装置或烃原料过热器中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气过热烃原料，在第二热交换装置或第二热交换器中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气过热来自蒸汽发生器的蒸汽，在燃烧管式反应器中将来自烃原料过热装置或烃原料过热器的过热的烃原料蒸汽裂解成裂解气，使用烃原料汽化装置汽化烃原料，其中烃原料汽化装置或烃原料汽化器用温度小于或等于350℃的传热介质加热，并将汽化的烃原料送入蒸汽裂解炉中。

Description

用于烃蒸汽裂解的方法和系统
相关申请的交叉引用
本申请要求2016年10月7日提交的欧洲专利申请第16192716.5号的优先权权益，其通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明涉及一种用于烃蒸汽裂解的方法和系统。
背景技术
蒸汽裂解是一种石油化工过程，其中具有长分子结构的饱和烃被分解成较小的饱和或不饱和分子。
蒸汽裂解，也称为热解，长期以来一直用于将各种烃原料裂化成烯烃，优选轻质烯烃例如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂解使用热解炉，其具有两个主段：对流段和辐射段。烃原料通常作为液体进入(除了轻质原料作为蒸气进入)炉的对流段，其中通常通过与来自辐射段的热烟气间接接触和通过与蒸汽直接接触来加热和汽化。然后将汽化的原料和蒸汽混合物引入发生裂解的辐射段。
然后该流进入燃烧管式反应器(辐射管或辐射盘管)，在此处在受控的停留时间、温度曲线和分压下通常在一般0.1秒至0.5秒的持续时间将流从500℃至650℃加热到750℃至875℃。在这短暂的反应时间内，将原料中的烃裂解成较小的分子；主要产物是乙烯、其他烯烃和二烯烃。由于辐射管中饱和烃向烯烃的转化是高度吸热的，因此需要高能量输入速率。在800℃至850℃时离开辐射管的反应产物可在0.02秒至0.1秒内冷却至550℃至650℃，以防止高反应性产物因二次反应而降解。包括烯烃的所得产物离开热解炉以进行包括急冷的进一步的下游处理。
根据原料和裂解操作的深度，所得到的产物混合物可以广泛变化，然后通过使用一系列复杂的分离和化学处理步骤分离成所需产物。在输送管线交换器中通过高压锅炉给水(BFW，6MPa至12MPa)的汽化进行裂解气的冷却，该高压锅炉给水在汽包中分离并随后在对流段中过热为高压过热蒸汽(VHP，5MPa至12MPa)。
蒸汽裂解是一种能源密集型石油化工过程。裂解炉是蒸汽裂解设备中最大的燃料消耗装置。在蒸汽裂解器裂解液态烃原料例如石脑油的情况下，将炉中释放的约10％的热量用于预热和蒸发进料。
烃原料来自上游精炼过程，例如常压蒸馏塔、加氢裂化反应器、FCC、焦化器、渣油加氢裂化反应器。这些过程是或包含分馏过程，其在一个阶段以石脑油作为蒸气流。所述分馏过程通常使用蒸汽作为具有石脑油馏分的蒸气进入并且需要分离出来以得到符合规格的石脑油。
然而，这些分馏过程在接近环境压力下运行，而对于炉内的在约0.6MPa至0.8MPa的压力下的石脑油蒸气，需要克服在剩余对流管束、裂解盘管等处的压降。
也不可能仅提高这些分馏过程的压力，因为这会影响分离或/和底部需要更高的温度，这将导致在分馏过程中发生不需要的烃的热裂解。
发明目的
本发明的一个目的是进行烃原料的蒸汽裂解，同时节省蒸汽裂解炉对流段的蒸发烃原料的能量消耗。
发明内容
该目的是在蒸汽裂解炉中蒸汽裂解烃原料的方法中实现的，该方法包括：
在烃原料过热装置或烃原料过热器中，使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气对烃原料进行过热；
在第二热交换装置或第二热交换器中，使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气对来自蒸汽发生器的蒸汽进行过热；
在燃烧管式反应器中，将来自烃原料过热装置或烃原料过热器的过热烃原料蒸汽裂解成裂解气；
使用烃原料汽化装置或烃原料汽化器在蒸汽裂解炉外部汽化烃原料，其中烃原料汽化装置或烃原料汽化器用温度小于或等于350℃的传热介质加热，并且将汽化的烃原料直接进料至蒸汽裂解炉对流段的烃原料过热装置或烃原料过热器。
通过使用相对低温的传热介质汽化烃原料，并将汽化的原料直接供给蒸汽裂解炉，蒸汽裂解炉不再需要汽化烃原料。因此，能量可用于增加VHP蒸汽产量。在具有较大能量吸收的用于蒸汽生产的对流段中，通过调整对流管束尺寸来增加VHP产量。由于使用低等级传热介质进行烃原料的汽化，可以通过低等级低压(LP)蒸汽和中压(MP)蒸汽来提高高等级过热VHP蒸汽产量。换句话说，可以使用相对廉价的传热介质生产高价值的高等级蒸汽。
传热介质的温度低于约350℃的温度，在本技术领域中，在蒸汽裂解炉对流段中进行液态烃原料汽化的操作。传热介质可以是任何可用的介质例如低压蒸汽或中压蒸汽、急冷水、急冷油等中的至少一种。低压蒸汽或中压蒸汽可以是低压汽提蒸汽或中压汽提蒸汽。
在一个实施方案中，汽化烃原料包括使用烃原料泵给烃原料加压，在第一热交换器中预热加压的烃原料以及在连接到第一热交换器的中压蒸馏塔中蒸馏预热的烃原料，其中中压蒸馏塔在0.7MPa至1.2MPa的绝对压力下操作。
热交换器和连接到热交换器的中压蒸馏塔可用于从烃原料即原油中分离轻质组分。热交换器和中压蒸馏塔可使用低等级热源例如中压蒸汽或其他低等级源进行加热。在该压力范围内，石脑油作为汽化的烃原料离开塔，其中有足够的压力用于蒸汽裂解炉。这使得加压石脑油蒸气与烃原料分离，可有利地用于蒸汽裂解炉中，从而使炉中的汽化对流管束变得过多。这使得更多的蒸汽裂解炉容量用于生产过热超高压蒸汽。因此，可以使用低等级的传热介质生产更多的过热超高压蒸汽。
在一个实施方案中，该方法还包括在中压蒸馏塔中使用绝对压力为0.8MPa至2.0MPa的中压汽提蒸汽蒸馏烃原料。
在一个实施方案中，中压汽提蒸汽的温度为180℃至350℃。
在一个实施方案中，使用温度为160℃至350℃的传热介质加热热交换器。用于第一热交换器的热量可以从各种来源例如中压蒸汽、中压汽提蒸汽、急冷油等获得。这也适用于加热中压蒸馏塔，其可以以类似的方式加热。
在另一个实施方案中，汽化烃原料还包括在第二热交换器中通过热交换预热来自中压蒸馏塔(C-301)的烃原料的流体组分，和在低压蒸馏塔中将烃原料蒸馏成轻馏分和中间馏分和重馏分中的至少一种，其中低压蒸馏塔在0.1MPa至0.6MPa的绝对压力下操作。
在一个实施方案中，该方法还包括使用绝对压力为0.1MPa至0.7MPa的低压汽提蒸汽在低压蒸馏塔中蒸馏烃蒸汽。
在一个实施方案中，汽化烃原料包括在多级热交换装置或多级热交换器中预热。这允许逐步地逐渐增加烃原料的温度并使用低值热源将它汽化。
在另一个实施方案中，多级热交换装置或多级热交换器中的预热包括使用低压蒸汽在第一级热交换器预热烃、使用中压蒸汽在第二级热交换器预热烃、使用高压蒸汽在第三级热交换器预热烃中的至少一种。
在另一个实施方案中，该方法还包括在烃原料流多级热交换装置或多级热交换器中的至少一个蒸汽注入口中注入蒸汽。
这使得烃原料在较低温度下汽化，从而为产生烃蒸气流增加了与高值热源(例如高压蒸汽)的使用相比低值热源(例如中压和低压蒸汽)的使用。
在另一个实施方案中，该方法还包括在锅炉给水预热装置或锅炉给水预热器中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气预热蒸汽发生器的锅炉给水，在过热对流管束中过热烃原料。
这使得对流段为VHP蒸汽产生提供更多的能量。
本发明的目的也是在用于蒸汽裂解烃原料的系统中实现的，该系统包括用于产生蒸汽的蒸汽发生器、包括用于蒸汽裂解烃原料的辐射段和包括用于过热烃原料的烃原料过热装置或烃原料过热器的对流段的蒸汽裂解炉、和用于过热蒸汽的蒸汽过热装置或蒸汽过热器、以及用于冷却来自辐射段的裂解气的冷却装置或冷却器。该系统还包括用于在蒸汽裂解炉的烃原料过热装置或烃原料过热器中过热原料之前汽化烃原料的在蒸汽裂解炉外部的烃原料汽化装置或烃原料汽化器，烃原料汽化装置或烃原料汽化器连接到烃原料过热装置或烃原料过热器。
在一个实施方案中，烃原料汽化装置或烃原料汽化器包括用于对烃原料进行加压的烃原料泵、热交换器和连接到热交换器的中压蒸馏塔，其中用于中压蒸馏塔的传热介质包括中压蒸汽。
在一个实施方案中，烃原料汽化装置或烃原料汽化器包括多级热交换装置或多级热交换器。
在一个实施方案中，多级热交换装置或多级热交换器包括使用低压蒸汽的第一级热交换器、使用中压蒸汽的第二级热交换器、使用高压蒸汽的第三级热交换器中的至少一个。
以下包括了本说明书全文使用的各种术语和表述的定义。
术语“约”或“大约”定义为如本领域普通技术人员所理解的接近于。在一个非限制性实施方案中，该术语定义为10％以内，优选5％以内，更优选1％以内，最优选0.5％以内。
术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别指基于包含该组分的材料的总重量、总体积或总摩尔的组分的重量百分数、体积百分数、或摩尔百分数。在非限制性的实例中，在100摩尔材料中有10摩尔组分是10摩尔％的组分。
作为本说明书和/或权利要求所使用的术语，术语“有效”表示适于实现希望的、期望的或预期的结果。
当在权利要求和/或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”一起使用时，要素前面不使用数量词可以表示“一个”，但是其也符合“一个或更多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的意思。
词语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包含性的或开放式的且不排除额外的、未标明的元素或方法步骤。
本发明的方法可以“包含”在本说明全文所公开的特定成分、组分、组合物、步骤等，或“基本上由”或“由”在本说明全文所公开的特定的成分、组分、组合物、步骤等“构成”。还应理解的是，对包含一些组分的产品/组合物/方法/系统的描述也公开了由这些组分组成的产品/组合物/系统。由这些组分组成的产品/组合物/方法/系统可能是有利的，例如，它为制备产品/组合物提供了更简单、更经济的方法。类似地，还应理解的是，例如，包括一些步骤的方法的描述也公开了由这些步骤组成的方法。由这些步骤组成的方法可能是有利的，因为它提供了更简单、更经济的方法。
当提及参数的下限和上限时，通过下限值和上限值的组合而成的范围也被理解为公开。
在本发明的上下文中，现在描述了15个实施方案。实施方案1是在蒸汽裂解炉中蒸汽裂解烃原料的方法。该方法包括以下步骤：使用蒸汽裂解炉外部的烃原料汽化装置或烃原料汽化器汽化烃原料，其中用温度小于或等于350℃的传热介质加热烃原料汽化装置；将汽化的烃原料进料至蒸汽裂解炉对流段中的烃原料过热装置或烃原料过热器；在蒸汽裂解炉对流段的烃原料过热装置或烃原料过热器中，使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气来过热汽化的烃原料；在第二热交换装置或第二热交换器中，使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气过热来自蒸汽发生器的蒸汽；和在蒸汽裂解炉辐射段的燃烧管式反应器中，将过热的烃原料蒸汽裂解成裂解气。实施方案2是根据实施方案1所述的方法，其中汽化烃原料包括使用烃原料泵对烃原料进行加压；在第一热交换器中预热加压的烃原料；和在连接到第一热交换器的中压蒸馏塔中蒸馏经预热的烃原料，其中中压蒸馏塔在0.7MPa至1.2MPa的绝对压力下操作。实施方案3是根据实施方案2所述的方法，还包括使用绝对压力为0.8MPa至2.0MPa的中压汽提蒸汽在中压蒸馏塔中蒸馏烃原料。实施方案4是根据实施方案2或3所述的方法，其中中压汽提蒸汽的温度为180℃至350℃。实施方案5是根据实施方案2至4中任一项所述的方法，其中使用温度为160℃至350℃的传热介质加热热交换器。实施方案6是根据实施方案2至5中任一项所述的方法，其中汽化烃原料还包括通过在第二热交换器中的热交换预热来自中压蒸馏塔的烃原料的流体组分、以及在低压蒸馏塔中将烃原料蒸馏成轻馏分和中间馏分和重馏分中的至少一种的步骤，其中低压蒸馏塔在0.1MPa至0.6MPa的绝对压力下操作。实施方案7是根据实施方案6所述的方法，还包括使用绝对压力为0.1MPa至0.7MPa的低压汽提蒸汽在低压蒸馏塔中蒸馏烃蒸汽的步骤。实施方案8是根据实施方案1所述的方法，其中汽化烃原料包括在多级热交换装置或多级热交换器中预热。实施方案9是根据实施方案1至8中任一项所述的方法，其中多级热交换装置或多级热交换器中的预热包括使用低压蒸汽在第一级热交换器预热烃；使用中压蒸汽在第二级热交换器预热烃；使用高压蒸汽在第三级热交换器预热烃中的至少一种。实施方案10是根据实施方案1至9中任一项所述的方法，还包括在烃原料流多级热交换装置或多级热交换器中的至少一个蒸汽注入口中注入蒸汽的步骤。实施方案11是根据实施方案1至10中任一项所述的方法，还包括在锅炉给水预热装置或锅炉给水预热器中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气预热蒸汽发生器的锅炉给水。
实施方案12是用于蒸汽裂解烃原料的系统。该系统包括用于产生蒸汽的蒸汽发生器；包括用于蒸汽裂解烃原料的辐射段、和具有用于过热烃原料的烃原料过热装置或烃原料过热器的对流段、和用于过热蒸汽的蒸汽过热装置或蒸汽过热器的蒸汽裂解炉，和用于冷却来自辐射段的裂解气的冷却装置或冷却器；用于在蒸汽裂解炉的烃原料过热装置或烃原料过热器中过热原料之前汽化烃原料的在蒸汽裂解炉外部的烃原料汽化装置或烃原料汽化器，烃原料汽化装置或烃原料汽化器连接到烃原料过热装置或烃原料过热器。实施方案13是根据实施方案12所述的蒸汽裂解系统，其中烃原料汽化装置或烃原料汽化器包括用于给烃原料加压的烃原料泵；连接到泵的第一热交换器、和连接到热交换器的用于在0.7MPa至1.2MPa的中压下蒸馏加热的烃原料的中压蒸馏塔。实施方案14是根据实施方案12所述的蒸汽裂解系统，其中烃原料汽化装置或烃原料汽化器包括用于预热和汽化烃原料的多级热交换装置或多级热交换器。实施方案15是根据实施方案14所述的蒸汽裂解系统，其中多级热交换装置或多级热交换器包括使用低压蒸汽的第一级热交换器、使用中压蒸汽的第二级热交换器、使用高压蒸汽的第三级热交换器中的至少一个。
根据以下附图、详细说明和实施例，本发明的其他目的、特征和优点将变得显而易见。应当注意的是，本发明涉及本文所述特征的所有可能组合，特别优选的是权利要求中存在的特征的那些组合。因此，应当理解本文描述了有关根据本发明的组合物、方法、系统的特征的所有组合；与根据本发明的方法有关的特征的所有组合，以及与根据本发明的系统有关的特征以及与根据本发明的方法有关的特征的所有组合。然而，应理解在表明本发明的具体实施方案时，附图、详细描述和实施例仅以举例说明给出而不表示限制。另外，可以预期的是，对于所属领域技术人员来说，从该详细描述中得到属于本发明精神和范围内的变化和调整是显而易见的。在其他实施方案中，来自具体实施方案的特征可以与来自其他实施方案的特征组合。例如，可以将来自一个实施方案的特征与其他实施方案的任何特征相结合。在其他实施方案中，其他特征可以加入到本文描述的特定实施方案中。
附图说明
图1显示了根据现有技术的烃蒸汽裂解系统的示意图。
图1a显示了根据现有技术的烃蒸汽裂解系统对流段的示意图。
图2显示了根据本发明实施方案的烃蒸汽裂解系统对流段的示意图。
图3显示了由原油烃原料流生产蒸气烃原料产物的示意图。
图4显示了根据本发明实施方案的用于汽化烃原料的替代方法。
具体实施方式
图1显示了根据蒸汽裂解炉系统的现有技术的主要排列(来源于Ullman,Encyclopedia of industrial chemistry,p.470 2012Wiley-VCH Verlag GmbH&Co.KGaA,Weinheim)。该系统包括蒸汽裂解炉120，其具有辐射段122和对流段121。辐射段具有用于加热燃烧管式反应器123的燃烧器129，其中发生烃原料的实际蒸汽裂解。来自燃烧器129的烟气流过燃烧管式反应器123，从而为管式反应器123内的吸热蒸汽裂解过程提供必要的能量。随后烟气108流到蒸汽裂解炉120的对流段121。
可以将烃原料引入入口流101中，将该入口流101引导至127中的对流管束，以用于在蒸汽裂解炉的对流段121中进行过热。对流管束127将在图1a中更详细地描述。
在流104中引入锅炉给水，其也在对流管束127中被加热并输送至汽包124。
来自汽包124的蒸汽在对流管束127中进行过热，以形成过热高压(VHP)蒸汽流107。将蒸汽102注入烃流中以进行混合并在燃烧管式反应器123中进行蒸汽裂解过程。VHP蒸汽通常具有5.0MPa至16.0MPa的绝对压力。
裂化的烃气从燃烧管式反应器123流到输送管线热交换器125，在那里将它冷却并在流128中排出以进行进一步处理，即蒸馏。将从输送管线热交换器125中回收的裂解气的热量传递到汽包124。
图1a示出了蒸汽裂解炉的对流段121的实施例。在该实施例中，给出了处理45t/h轻质烃原料与18t/h稀释蒸汽混合的蒸汽裂解炉对流段的基本情况。热烟气在1173℃的温度下进入对流段，通过在对流管束LMP中预热原料和在对流管束ECO中预热锅炉给水并在对流管束USH和LSH中过热由输送管线热交换器125产生的蒸汽来回收热量。
石脑油101的轻质烃原料在进料预热器FPH中预热和汽化，与稀释蒸汽102混合并在上混合预热器UMP中进一步加热，并在下混合预热器LMP中进一步加热至612℃，然后通过流103进入炉120的辐射段122中的燃烧管式反应器123中。通过预热节能器ECO对流管束中的锅炉给水104并过热来自上过热器USH中的汽包124的蒸汽来回收额外的热量，之后添加一些锅炉给水104以急冷温度，在下过热器LSH对流管束中对该锅炉给水104进一步过热，在该过热器LSH中产生过热的超高压蒸汽(12.0MPa，470℃)。
该实施例的工艺温度和传递加热功率示于下表1中。
表1
可用于高等级、高温、高压蒸汽生产(ECO、USH和LSH中传热)的总功率为11.05MW热。
在图2中，示出了对比例对流段221，当烃原料或石脑油作为蒸汽201在0.6MPa至0.8MPa的所需压力下供给至蒸汽裂解炉时可以使用该对比例对流段221。锅炉给水204为汽包124供应水。汽包124向上过热器对流管束USH供应蒸汽，将蒸汽过热并传递到下过热器对流管束LSH，在那里进行进一步过热。不再需要如图1a所示的原料预热对流管束FPH，使得其他与蒸汽产生有关的对流管束ECO、USH和LSH获得更高的传热能力，如下表2右栏所示，而在对流段转换的总热功率保持不变为39.32MW。
表2
比较表1和表2显示UMP和LMP的负载没有改变，在这种情况下不存在FPH，与图1a的39.3MW基本情况相比，对流段的总功率保持(几乎)相同为39.2MW。在这个实施例中，ECO、USH和LSH对流管束必须吸收额外的热量。在这种情况下，超高压蒸汽产量从42.0t/h提高到48.9t/h。因此，重新调整炉内对流管束的尺寸和用蒸汽石脑油进料的明显效果可以是VHP蒸汽产量增加了(48.9-42.0)/42.0*100％＝16％。
在这种情况下，可用于高等级、高温、高压VHP蒸汽生产(ECO、USH和LSH中传热)的总功率为17.29MW热。
从97℃水到470℃VHP蒸汽的VHP蒸汽生产的相应功率增加为6.3MW热。
获得增加的VHP蒸汽的前提条件是将汽化的石脑油引入蒸汽裂解炉120中。如下所述，石脑油需要汽化并在0.6MPa至0.8MPa的压力下供给至蒸汽裂解炉。
如下所述，石脑油可以在0.6MPa至0.8Pa的压力下汽化并供给至蒸汽裂解炉。
图3示出了精炼方法300，其能够在足够高的温度和压力下将来自原油烃原料例如原油、加氢裂化产物、催化裂化产物或焦化产物的烃原料蒸气，即石脑油，提供至图2的蒸汽裂解炉中。
在该优选的解决方案中，向蒸汽裂解器120提供烃原料的精炼单元在足够的压力下产生它们的产物，以与独立于蒸汽裂解炉120的流202混合，并将它们直接输送到UMP(图2)。这些精炼单元的烃分馏系统应该适当地设计，以便有效地进行。图3提供了原油烃原料蒸馏器的实施例。
将原油烃原料脱盐和预热至流301，这对于现有技术的原油蒸馏器(包括对产物的延长预热)来说是典型的，使用原油烃原料泵将该流在中压下泵送至热交换器H-301，并且根据原油的组成、蒸汽裂解器的石脑油的所需分馏点以及由蒸汽裂解炉要求控制的塔压力，在换热器H-301中将流302进一步加热到220℃至350℃的温度。
热交换器H-301可以是炉、蒸汽加热器或任何其他类型的加热器，由任何合适的热源加热，例如来自蒸汽裂解炉的中压蒸汽或急冷油，其通常可在约160℃的温度下获得。中压(MP)蒸汽通常具有0.8MPa至2.0MPa的绝对压力。
将预热的烃原料流302送至中压蒸馏塔C-301，在0.7MPa至1.2MPa的绝对压力下操作。其压力主要取决于蒸汽裂解器所需的蒸气石脑油压力和输送管线中的压降。将原油烃原料泵送到热交换器H-301的压力必须足以克服热交换器中的压降并足以在中压蒸馏塔C-301中获得0.7MPa至1.2MPa的所需压力。该泵送压力可根据热交换器类型而变化。
蒸馏塔C-301中的原油烃原料可以使用其他热交换器、再沸器或汽提蒸汽加热。中压汽提蒸汽342可以在该中压蒸馏塔C-301的底部在180℃至350℃的温度加入到原油烃原料中。如下所述，来自常压蒸馏塔C-302的液态烃原料流325可以从后续阶段加入，即蒸馏塔C-302。
在中压蒸馏塔C-301的底部，从流314取出主要含有原油的中间馏分和重馏分的产物。在顶部，取出包括蒸汽303的石脑油和轻质组分。该流303的部分304在热交换器H-302中冷凝，在分离器V-301中分离为液体306，并用泵P-301作为液体回流307泵送回塔C-301。
来自分离器V-301的蒸汽产物309可作为类似于轻质烃原料流331的烃原料流332直接送至蒸汽裂解器120，其中当保持重质烃原料流332分离以在不同的条件下裂化它们时，这会有微弱优势。由于烃原料流331中轻质组分，在比重质烃原料流332更苛刻的条件下蒸汽裂解轻质烃原料流331可能是有利的。还可以完全或部分地混合烃原料流331、332以更好地利用蒸汽裂解器120中的炉容量。
也可以生产液体石脑油。为此，来自轻质石脑油流310的水可以在冷凝器H-303中冷凝成流311。由于压力较高，与常规的原油蒸馏器相比，该系统在更高的压力下操作，温度更高(在130℃至180℃)，比常规的原油蒸馏器(<100℃)释放更多值得回收的有价值的热量。汽化单元V-302将流311分离为与流308中来自V-301的酸性水一起被送去处理的酸性水馏分313，可以通过P-303泵送到石脑油稳定塔中的不稳定的石脑油馏分312，和可以送到燃气厂或燃气系统的LPG馏分333。
来自中压蒸馏塔C-301的流314中的塔底产物通过热交换器H-304进一步加热至320℃至360℃的温度，并与低压蒸汽343或低压汽提蒸汽一起加入常压蒸馏塔C-302中。低压蒸汽通常具有0.1MPa至0.7MPa的绝对压力。在低于0.6MPa和高于大气压(0.1MPa)的绝对压力下操作常压蒸馏塔C-302。常压蒸馏塔C-302在顶部产生中间馏分316。将来自馏出物收集容器V-303的蒸汽送至倾析器V-304，在那里冷凝器H-305将它们冷凝。倾析器V-304将它分离成蒸汽馏分326以送至气体处理装置，并将酸性水328与其他酸性水流313、308一起送去处理。如上所述，液体馏分324通过泵P-305经由流325泵送到中压蒸馏塔C-301。
用常规真空蒸馏塔C-303处理流321中常压蒸馏塔C-302的塔底产物321，如原油蒸馏装置(未示出所有装置)中常见的那样，产生中间馏分蒸气337、轻质减压馏分油、重质减压馏分油和减压渣油340。
从蒸馏塔C-302中，挥发性组分在馏出物收集容器V-303中分离，通过冷凝器H-306和倾析器V-304供应到324，并经在流325中用P-305加压至中压蒸馏塔C-301。
以上所有是为了确保蒸汽裂解器120能够在蒸汽裂解炉120中处理经加压的汽化石脑油/烃原料流，如图2所示。
如图2所示，加氢裂化装置和FCC装置通常具有主分馏塔，其可以用具有所有相关设备的中压蒸馏塔C-301和常压蒸馏塔C-302替换以将经加压的汽化烃原料也提供至蒸汽裂解炉120。
图4显示了使用低等级蒸汽汽化石脑油的替代方法400的实施例。
在方法400中，第一热交换器401使用低压蒸汽405加热液体石脑油404，产生加热的石脑油流。第二热交换器402使用中压蒸汽加热石脑油，第三热交换器403使用高压蒸汽加热石脑油，高压蒸汽的绝对压力为2.5MPa至4.5MPa。该方法中将石脑油汽化，并且汽化的石脑油411可以进料到加氢裂化系统烃入口201。
低压蒸汽、中压蒸汽和高压蒸汽405、407、409在热交换器401、402、403中冷凝，该冷凝物可分别在冷凝流406、408、410中回收。
示例性温度和压力以及相应的热源在下表3中示出。
表3
从表3中可以明显看出，在这个用于产生汽化石脑油的实施例中，需要6.35MW热的功率，其抵消VHP蒸汽生产所需的6.3MW热。因此，使用低等级LP蒸汽和MP蒸汽，获得16％VHP蒸汽的增益。
由于其较高的温度，VHP蒸汽的能量单位比中压和低压蒸汽的类似能量单位更有价值，该解决方案的净效果是LP、MP和HP蒸汽的相同能量单位转化为具有更高价值的VHP蒸汽。在该示例中，LP、MP、HP蒸汽压力的压力范围可以分别为0.1MPa至0.7MPa、0.8MPa至2.0MPa和2.5MPa至4.5MPa，以获得类似的结果。
通过使用泵415将来自烃原料供应414的烃原料泵送到多级热交换过程400的入口404中可以获得所需的烃原料压力。分离器419可以存在于出口413中，用于在将在汽化的烃原料流420中的已汽化的石脑油或烃原流转移到蒸汽裂解炉120的烃原料入口202之前，从已汽化的石脑油或烃原料中分离液体，即水和重质(较高分子量)未汽化烃。
多级热交换过程400可以有利地在中间流411、412中甚至在出口413中设置有额外的低等级或中等级(LP、MP)蒸汽注入口。用低等级或中等级(LP、MP)蒸汽注入中间流411、412和413以相对廉价的蒸汽增强和微调了烃原料的汽化过程，同时降低热交换器401至403中的热需求。因此，尤其在级403中可能需要较少的高压蒸汽409。
附图标记
101、201 烃原料入口流
102、202 沸水流
103、203 过热烃原料
104、204 锅炉给水入口
120 蒸汽裂解炉
121 对流段
122 辐射段
123 燃烧管式反应器
124 汽包
125 传输管线热交换器
128 裂解气排放
129 燃烧器
130 热裂解气
301 原油
302 加热的原油
303 石脑油馏出物
304 用于冷凝和回流的石脑油部分
305 用于冷凝和回流的加热的石脑油部分
306 液体
307 回流
308、313、334 酸性水
309 蒸气产物
310 轻质石脑油流
311 冷凝水流
312、335 液体石脑油
314 重质馏分
315 加热的重质馏分
316 中间馏分
325 液体中间馏分油
328 酸性水
331 石脑油
332 轻质石脑油
333，326 液化石油气
336 中间馏分油、煤油、柴油
337 中间馏分油蒸气
340 减压渣油
342 中压汽提蒸汽
343 低压汽提蒸汽
401、402、403 热交换器级
404 烃原料入口流
405 低压蒸汽
406、408、410 冷凝流
407 中压蒸汽
409 高压蒸汽
411、412、413 互连烃原料流
414 烃原料供应
415 泵
416、417、418 蒸汽注入口
419 分离器
420 汽化烃原料流
C-301 中压蒸馏塔
C-302 常压蒸馏塔
C-303 真空蒸馏塔
H-301 热交换器
H-302 热交换器
H-303 冷凝器
H-305 冷凝器
P-303 泵
P-305 泵
V-301 汽化单元
V-302 汽化单元
V-303 馏出物收集容器
V-304 倾析器

Claims (15)

1.一种用于在蒸汽裂解炉中蒸汽裂解烃原料的方法，所述方法包括：
使用蒸汽裂解炉外部的烃原料汽化装置或烃原料汽化器汽化烃原料，其中用温度小于或等于350℃的传热介质加热烃原料汽化装置；
将汽化的烃原料进料至蒸汽裂解炉对流段中的烃原料过热装置或烃原料过热器中；
在蒸汽裂解炉对流段的烃原料过热装置或烃原料过热器中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气对汽化的烃原料进行过热；
在第二热交换装置中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气对来自蒸汽发生器的蒸汽进行过热；和
在蒸汽裂解炉辐射段的燃烧管式反应器中将过热的烃原料蒸汽裂解成裂解气。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述汽化烃原料包括：
使用烃原料泵对烃原料进行加压；
在第一热交换器中预热经加压的烃原料；和
在连接到第一热交换器的中压蒸馏塔中蒸馏经预热的烃原料，其中
中压蒸馏塔在0.7MPa至1.2MPa的绝对压力下操作。
3.根据权利要求2所述的方法，其还包括使用绝对压力为0.8MPa至2.0MPa的中压汽提蒸汽在中压蒸馏塔中蒸馏烃原料。
4.根据权利要求2或3所述的方法，其中所述中压汽提蒸汽的温度为180℃至350℃。
5.根据权利要求2或3所述的方法，其中使用温度为160℃至350℃的传热介质加热热交换器。
6.根据权利要求2或3所述的方法，其中所述汽化烃原料还包括：
通过第二热交换器中的热交换，预热来自中压蒸馏塔的烃原料的流体组分，和
在低压蒸馏塔中将烃原料蒸馏成轻馏分和中间馏分和重馏分中的至少一种，其中
低压蒸馏塔在0.1MPa至0.6MPa的绝对压力下操作。
7.根据权利要求6所述的方法，其还包括在低压蒸馏塔中使用绝对压力为0.1MPa至0.7MPa的低压汽提蒸汽蒸馏烃流。
8.根据权利要求1所述的方法，其中所述汽化烃原料包括在多级热交换装置中预热。
9.根据权利要求1、2或3中任一项所述的方法，其中所述在多级热交换装置中预热包括以下的至少一种
使用低压蒸汽在第一级热交换器预热烃；
使用中压蒸汽在第二级热交换器预热烃；
使用高压蒸汽在第三级热交换器预热烃。
10.根据前述权利要求中任一项所述的方法，还包括在烃原料流多级热交换装置中的至少一个蒸汽注入口中注入蒸汽。
11.根据前述权利要求中任一项所述的方法，还包括在锅炉给水预热装置中使用来自蒸汽裂解炉辐射段的烟气预热用于蒸汽发生器的锅炉给水。
12.一种烃原料的蒸汽裂解系统，其包括：
用于产生蒸汽的蒸汽发生器，
蒸汽裂解炉，其包括
用于蒸汽裂解烃原料的辐射段，和
包括用于过热烃原料的烃原料过热装置和用于过热蒸汽的蒸汽过热装置的对流段，
用于冷却来自辐射段的裂解气的冷却装置；和
用于在蒸汽裂解炉的烃原料过热装置中过热原料之前汽化烃原料的在蒸汽裂解炉外部的烃原料汽化装置，所述烃原料汽化装置连接到烃原料过热装置。
13.根据权利要求12所述的蒸汽裂解系统，其中所述烃原料汽化装置包括：
用于给烃原料加压的烃原料泵；
连接到泵的第一热交换器，和
连接到热交换器的用于在0.7MPa至1.2MPa的中压下蒸馏加热的烃原料的中压蒸馏塔。
14.根据权利要求12所述的蒸汽裂解系统，其中所述烃原料汽化装置包括用于预热和汽化烃原料的多级热交换装置。
15.根据权利要求14所述的蒸汽裂解系统，其中多级热交换装置或多级热交换器包括使用低压蒸汽的第一级热交换器、使用中压蒸汽的第二级热交换器、使用高压蒸汽的第三级热交换器中的至少一个。
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