CN109863230A

CN109863230A - 产生烃蒸气的方法和系统

Info

Publication number: CN109863230A
Application number: CN201780062036.4A
Authority: CN
Inventors: 乔里斯·梵·威利根堡
Original assignee: SABIC Innovative Plastics IP BV
Current assignee: SABIC Global Technologies BV
Priority date: 2016-10-07
Filing date: 2017-10-04
Publication date: 2019-06-07
Anticipated expiration: 2037-10-04
Also published as: US10975316B2; WO2018065922A1; EP3523397A1; KR102551521B1; SA519401480B1; JP7104030B2; CN109863230B; US20190241819A1; JP2019537639A; EA201990880A1; KR20190069463A

Abstract

一种蒸发烃原料的方法，包括使用烃原料泵加压烃原料，在第一热交换器中预热烃原料，和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，并且其中中压蒸馏塔在0.7‑1.2MPa的压力下操作。一种用于生产烃蒸气的系统，包括用于加压烃原料的烃原料泵，连接到烃原料泵的第一热交换器和连接到所述热交换器的中压蒸馏塔，其用于在0.7‑1.2MPa的中压下蒸馏加热的烃原料。

Description

产生烃蒸气的方法和系统

相关申请的交叉引用

本申请要求2016年10月7日递交的欧洲专利申请16192721.5号的优先权权益，其全部内容在此通过引用并入本文。

发明领域

本发明涉及用于产生烃蒸气的方法和系统。

背景技术

在原油蒸馏装置中蒸馏和分馏原油后，含有各种烃混合物的石脑油馏分可用作烃原料，用于生产各种衍生产物。这些衍生物可以在已知称为例如蒸汽裂化和连续催化重整的工艺中生产。

蒸汽裂化是一种石化工艺，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。

蒸汽裂化，也称为热解，长期以来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。传统的蒸汽裂化利用热解炉，其具有两个主要部分：对流段和辐射段。烃原料通常作为液体进入炉的对流段(除了作为蒸气进入的轻质原料)，在其中其通常通过与来自辐射段的热烟气间接接触并通过与蒸汽直接接触被加热和蒸发。然后将蒸发的原料和蒸汽混合物引入辐射段，在其中发生裂化。

然后该料流进入燃烧的管式反应器(辐射管或辐射盘管)，其中在受控的停留时间、温度分布和分压下，其通常从500-650℃被加热到750-875℃，持续时间通常在0.1-0.5秒范围内。在该短暂的反应时间内，原料中的烃裂解成较小的分子；乙烯、其他烯烃和二烯烃是主要产品。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800-850℃下离开辐射管的反应产物可在0.02-0.1秒内冷却至550-650℃，以防止高反应性产物因二次反应而降解。所得产物，包括烯烃，离开热解炉进行进一步的下游处理，包括淬火。

然后通过使用复杂的分离和化学处理步骤顺序将得到的产物混合物(取决于原料和裂化操作的苛刻程度可以广泛变化)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，6-12MPa)的蒸发进行裂化气的冷却，所述给水在蒸汽鼓中分离并随后在对流段中过热化成高压过热蒸汽(VHP，5-12MPa)。

蒸汽裂化是一种能量密集型石化工艺。裂化炉是蒸汽裂化设备中最大的燃料消耗者。在蒸汽裂化器裂化液态烃原料如石脑油的情况下，约10％炉中释放的热量用于预热和蒸发进料。

连续催化重整器(CCR)将从原油蒸馏的烃原料转化为所谓的重整产物。它们包括芳烃，如苯、甲苯和二甲苯。

蒸汽裂化和CCR共同之处是它们将烃蒸气或石脑油蒸气转化为其他化合物。

烃原料源自上游精炼工艺，例如常压蒸馏塔、加氢裂化器、FCC、焦化器、渣油加氢裂化器。这些工艺是或含有分馏过程，所述分馏过程在一个阶段具有石脑油作为蒸气流。所提及的分馏过程通常使用蒸汽，其作为含有石脑油馏分的蒸汽并且需要分离出来以具有符合规格(on-spec)的石脑油。

然而，这些分馏过程在接近环境压力下操作，而对于蒸汽裂化炉中的石脑油蒸气，需要在约0.6-0.8MPa的压力下以克服剩余对流管束(banks)、裂化盘管等上的压降。

提高这些分馏过程的压力也不仅仅是可能的，因为这会影响分离或/和在底部需要更高的温度，这将导致在分馏过程中烃不希望的热裂化。

发明内容

发明目的

本发明的一个目的是生产在足够压力下的烃原料蒸气，用于化学衍生物的生产。

发明概述

在一种蒸发烃原料的方法中实现了该目的，所述方法包括以下步骤：使用烃原料泵加压烃原料，在第一热交换器中预热烃原料，和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，并且其中中压蒸馏塔在0.7-1.2MPa的压力下操作。

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(在这种情况下其包括原油)中分离轻质组分，即石脑油。这使得加压的石脑油蒸气与烃原料分离，所述烃原料可以例如有利地用于转化过程，其中烃原料蒸气转化为衍生产物。这种方法的一个实例是蒸汽裂化，其在蒸汽裂化炉中进行，在本领域中，蒸汽裂化炉被设置用于蒸发烃原料。在蒸汽裂化炉外部供应烃原料蒸气使得蒸汽裂化炉中的蒸发对流管束变得多余。这留下了例如更多的蒸汽裂化炉容量，用于产生过热的极高压蒸汽。在另一个实例中，将烃原料蒸气供应到连续催化重整过程还允许在这样的过程中更加节能地生产衍生产物。

在指定的压力范围内，烃原料或石脑油作为具有足够压力的蒸发的烃原料离开塔，用于所述的转化过程。

在一个实施方案中，所述方法还包括使用绝对压力在0.8-2.0MPa范围内的中压汽提蒸汽在中压蒸馏塔中蒸馏烃原料。

这提供了用于进行蒸馏的低等级能量。

在一个实施方案中，中压蒸汽的温度范围为180-350℃。该温度范围对应于中压汽提蒸汽所指示的压力范围。

在一个实施方案中，第一热交换器使用具有160-350℃范围的温度的传热介质加热。用于第一热交换器的热量可以从各种来源获得，例如中压蒸汽、中压汽提蒸汽、淬火油等。这也适用于加热中压蒸馏塔，其可以以类似的方式被加热。

在一个实施方案中，所述方法还包括在第二热交换器中通过热交换预热烃原料，并使用第二传热介质在低压蒸馏塔中将烃料流蒸馏成轻质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种，其中低压蒸馏塔在0.1-0.6MPa的绝对压力下操作。

在一个实施方案中，所述方法还包括使用绝对压力在0.1-0.7MPa范围内的低压汽提蒸汽在低压蒸馏塔(C-302)中蒸馏烃料流。

在一个实施方案中，所述方法还包括将气体组分从低压蒸馏塔再循环到中压蒸馏塔。

这允许进一步分离烃蒸气组分和液体组分，从而允许增强的烃原料蒸气生产以用于转化过程。

在一种用于生产烃蒸气的系统中还实现了本发明的目的，所述系统包括用于加压烃原料的烃原料泵，连接到烃原料泵的第一热交换器和连接到所述热交换器的中压蒸馏塔，用于在0.7-1.2MPa的中压下蒸馏加热的烃原料。

在一个实施方案中，中压蒸馏塔具有用于供应中压汽提蒸汽的入口，其中中压汽提蒸汽的绝对压力在0.8-2.0MPa的范围内。

在一个实施方案中，中压汽提蒸汽的温度范围为180-350℃。

在一个实施方案中，使用具有160-350℃范围的温度的传热介质加热第一热交换器。

在一个实施方案中，所述系统还包括连接到中压蒸馏塔的第二热交换器，用于通过热交换预热烃原料，和连接到第二热交换器的低压蒸馏塔，用于将烃料流蒸馏成轻质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种，其中低压蒸馏塔设置为在0.1-0.6MPa的绝对压力下操作。

在一个实施方案中，低压蒸馏塔具有用于绝对压力为0.1-0.7MPa的低压汽提蒸汽的入口。

在一个实施方案中，所述系统具有从低压蒸馏塔到中压蒸馏塔的再循环路径，用于从低压蒸馏塔再循环回冷凝组分。

以下包括在整个说明书中使用的各种术语和短语的定义。

术语“约”或“近似”被定义为接近于，如本领域普通技术人员所理解的。在一个非限制性实施方案中，这些术语被定义为在10％以内，优选在5％以内，更优选在1％以内，最优选在0.5％以内。

术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别是指基于包括所述组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数计的组分的重量、体积或摩尔百分比。在非限制性实施例中，在100mol材料中的10mol组分为10mol％的组分。

如在说明书和/或权利要求书中使用的术语“有效”是指足以实现期望的、预期的或打算的结果。

当在权利要求或说明书中与术语“包含”一起使用时，词语“一(a)”或“一(an)”的使用可表示“一个(one)”，但其也具有“一个或多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的含义。

词语“包含(comprising)”(以及包含的任何形式，例如“包含(comprise)”和“包含(comprises)”)、“具有(having)”(以及具有的任何形式，例如“具有(have)”和“具有(has)”)、“包括(including)”(以及包括的任何形式，例如“包括(include)”和“包括(includes)”)、或“含有(containing)”(以及含有的任何形式，例如“含有(contain)”和“含有(contains)”)是包含的或开放的且不排除额外的、未列举的元素或方法步骤。

本发明的方法可以“包含”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物、步骤等，和“基本上由其组成”或“由其组成”。还应理解，对包含某些组分的产品/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，例如在于为制备产品/组合物提供了更简单、更经济的方法。类似地，还应理解，例如，对包括某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的值时，还应理解公开了由所述下限值和所述上限值的组合所作出的范围。

在本发明的上下文中，现在描述了14个实施方案。实施方案1是一种生产烃原料蒸气的方法，包括以下步骤：使用烃原料泵加压烃原料；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预热的烃原料，并且其中中压蒸馏塔在0.7-1.2MPa的绝对压力下操作。实施方案2是根据实施方案1所述的方法，还包括使用绝对压力在0.8-2.0MPa范围内的中压汽提蒸汽在中压蒸馏塔中蒸馏烃原料。实施方案3是根据实施方案1或2所述的方法，其中中压汽提蒸汽具有180-350℃范围的温度。实施方案4是根据实施方案1至3中任一项所述的方法，其中使用具有160-350℃范围的温度的传热介质将所述热交换器加热。实施方案5是根据实施方案1至4中任一项所述的方法，还包括以下步骤：在第二热交换器中通过热交换预热来自中压蒸馏塔的烃原料的流体组分，并在低压蒸馏塔中将烃原料蒸馏成轻质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种，其中低压蒸馏塔设置为在大气压下操作。实施方案6是根据实施方案5所述的方法，还包括使用绝对压力在0.1-0.7MPa范围内的低压汽提蒸汽在低压蒸馏塔中蒸馏烃料流。实施方案7是根据实施方案5或6中至少一项所述的方法，还包括将蒸馏的烃原料的冷凝组分从低压蒸馏塔再循环到中压蒸馏塔。

实施方案8是一种用于生产烃蒸气的系统，包括用于加压烃原料的烃原料泵；连接到烃原料泵的第一热交换器，和连接到所述热交换器的中压蒸馏塔，用于在0.7-1.2MPa的中压下蒸馏加热的烃原料。实施方案9是根据实施方案8所述的系统，其中中压蒸馏塔具有用于供应中压汽提蒸汽的入口，其中中压汽提蒸汽的绝对压力在0.8-2.0MPa的范围内。实施方案10是根据实施方案8或9所述的系统，其中中压汽提蒸汽具有180-350℃范围的温度。实施方案11是根据实施方案8至10中任一项所述的系统，其中使用具有160-350℃范围的温度的传热介质将第一热交换器加热。实施方案12是根据实施方案8至11中任一项所述的系统，还包括连接到中压蒸馏塔的第二热交换器，用于预热来自中压蒸馏塔的烃原料的液体组分；和连接到第二热交换器的低压蒸馏塔，用于将烃原料蒸馏成轻质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种；其中低压蒸馏塔设置为在大气压下操作。实施方案13是根据实施方案12所述的系统，其中低压蒸馏塔具有用于绝对压力为0.1-0.7MPa的低压汽提蒸汽的入口。实施方案14是根据实施方案12或13中至少一项所述的系统，还包括从低压蒸馏塔到中压蒸馏塔的再循环路径。

本发明的其它目的、特征和优点将从以下附图、详细描述和实施例中变得显而易见。应注意，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书中存在的那些特征的组合。因此，应理解，本文描述了与根据本发明的组合物、方法、系统有关的特征的所有组合；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和与根据本发明的方法有关的特征的所有组合。然而，应当理解，在指示本发明的具体实施方案的同时，附图、详细描述和实施例仅以说明的方式给出，而不意味着限制。另外，预期从本详细描述中，在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员将变得显而易见。在进一步的实施方案中，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，来自一个实施方案的特征可以与来自任何其他实施方案的特征组合。在进一步的实施方案中，可以向本文所述的具体实施方案添加附加特征。

附图说明

图1显示了由粗烃原料料流生产蒸气烃原料产物的方法和系统的示意图。

图2显示了该方法用于生产根据本发明实施方案的蒸气烃原料产物的应用。

具体实施方式

作为烃原料的石脑油可以蒸发并供给转化过程，例如蒸汽裂化炉、连续催化重整器(CCR)或任何其它在0.6-0.8Pa的压力范围内将石脑油蒸气转化成组分的工艺，如下所述。

图1显示了精炼过程300，其能够在足够高的温度和压力下将来自粗烃原料例如原油、加氢裂化器产物、催化裂化器产物或焦化器产物的烃原料蒸气即石脑油提供给图2的蒸汽裂解炉。

在该优选的解决方案中，向转化过程提供烃原料的精炼单元在足够的压力下产生它们的产物，以独立于转化过程与料流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，以便有效地这样进行。图3提供了粗烃原料蒸馏器的实例。

将粗烃原料脱盐，并按现有技术粗蒸馏器所典型的那样预热(包括对产品的延长预热)成料流301，使用粗烃原料泵将该料流在中压下泵送至热交换器H-301，且根据原油的组成、石脑油到蒸汽裂化器的所需切割点和受蒸汽裂化炉的要求所控制的塔的压力，在热交换器H-301中进一步加热至220-350℃的温度为料流302。热交换器H-301可以是炉子、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，例如来自蒸汽裂化炉的中压蒸汽或淬火油，其通常可在大约160℃的温度下获得。中压(MP)蒸汽通常具有0.8-2.0MPa的绝对压力。

将预热的烃原料流302送至中压蒸馏塔C-301，其在0.7-1.2MPa的绝对压力下操作。其压力主要由蒸汽裂化器所需的蒸气石脑油压力和输送管线中的压降控制。粗烃原料被泵送到热交换器H-301的压力必须足以克服热交换器中的压降，并在中压蒸馏塔C-301中获得所需的范围为0.7至1.2MPa的压力。该泵送压力可根据热交换器类型而变化。

蒸馏塔C-301中的粗烃原料可以使用进一步的热交换器、再沸器或汽提蒸汽加热。中压汽提蒸汽342可以在180-350℃的温度范围内，在该中压蒸馏塔C-301的底部加入到粗烃原料中。来自常压蒸馏塔C-302的液态烃原料料流325可以从后续阶段即蒸馏塔C-302加入，如下所述。

在中压蒸馏塔C-301的底部314处，以料流314取出主要含有原油的中间馏分和重质馏分的产物。在顶部，取出包含在料流303中的石脑油和轻质组分。该料流303的部分304在热交换器H-302中冷凝，并在分离器V-301中分离成液体306，并用泵P-301作为液体回流307泵送到塔C-301上。

来自分离器V-301的蒸气产物309可以作为烃原料料流332直接送至转化过程，类似于轻质烃原料料流331，其中有一点点优点是保持重质烃原料料流332分离以在不同的条件下裂化它们。例如，由于烃原料料流331中轻质组分，有利的是在比重质烃原料料流332更苛刻的条件下蒸汽裂化轻质烃原料料流331。还可以完全或部分地混合烃原料331,332料流，以更好地利用转化过程中的能量容量。

也可以生产液体石脑油。为此，来自轻质石脑油料流310的水可以在冷凝器H-303中冷凝出来成料流311。由于压力较高，与传统的粗蒸馏器相比，该系统的操作压力更高，温度更高(在130-180℃范围内)，释放更有价值的热量，这是值得然后在传统的粗蒸馏器(<100℃)中回收的。蒸发单元V-302将料流311分离成酸性水馏分313(其与料流308中的来自V-301的酸性水一起被送去处理)，不稳定(化)的石脑油馏分312(其可以通过P-303泵送到石脑油稳定塔)和LPG馏分333可以送到煤气厂或燃气网络。

来自中压蒸馏塔C-301的料流314中的塔底产物通过热交换器H-304进一步加热至320-360℃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0.1-0.7MPa的绝对压力。常压蒸馏塔C-302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在顶部产生中间馏分316。来自馏出物收集容器V-303的蒸气被送至滗析器V-304，在那里它们被冷凝器H-305冷凝。滗析器V-304将其分离成蒸气馏分326以送至气体处理厂，和酸性水328以与其他酸性水料流313,308一起送去处理。如上所述，液体馏分324通过泵P-305经由料流325泵送到中压蒸馏塔C-301。

料流321中的常压蒸馏塔C-302的塔底产物321用常规的真空蒸馏塔C-303处理，如粗蒸馏装置(未示出所有设备)中常见的那样，以产生中间馏出物蒸气337和轻质减压瓦斯油、重质减压瓦斯油和减压渣油340。

来自蒸馏塔C-302，挥发性组分在馏出物收集容器V-303中分离，并通过冷凝器H-306和滗析器V-304供应324，并经由料流325加压P-305至中压蒸馏塔C-301。

因此，烃原料的大部分挥发性组分可以保留在烃原料蒸气中，以便如所述在中压下在转化过程中进行处理。

所有上述内容都是为了确保转化过程能够在转化过程中处理加压的蒸发石脑油/烃原料料流，如图2所示。

加氢裂化器和FCC单元通常具有主分馏塔，其可用具有所有其相关设备的中压蒸馏塔C-301和常压蒸馏塔C-302替换，以也为转化过程提供加压的蒸发烃原料，如图2所示。

图2显示了用于生产烃原料蒸气的方法和系统的应用。将粗烃原料201即原油供应到工艺300，在那里生产烃原料。烃原料蒸气331被供应到转化过程的烃蒸气入口203，以产生衍生组分205。由于不再需要蒸发烃原料，可以更有效地进行转化过程。

附图标记

300 用于生产烃原料蒸气的方法和系统

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 轻质石脑油料流

311 冷凝的水料流

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

317 气体组分

325 液体中间馏出物

328 酸性水

331 石脑油

332 轻质石脑油

333,326 液体石油气

336 中间馏出物、煤油、柴油

337 中间馏出物蒸气

340 减压渣油

342 中压汽提蒸汽

343 低压蒸汽

C-301 中压蒸馏塔

C-302 常压蒸馏塔

C-303 传统真空蒸馏塔

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 蒸发单元

V-302 蒸发单元

V-303 馏出物收集容器

V-304 滗析器

200 用于生产烃原料衍生物的方法

300 用于生产烃原料蒸气的方法

204 烃转化过程

203 烃原料入口

205 烃原料衍生物

Claims

1.一种生产烃原料蒸气的方法，包括：

使用烃原料泵加压烃原料；

在第一热交换器中预热加压的烃原料；和

在连接到所述第一热交换器的中压蒸馏塔中蒸馏预热的烃原料，并且其中

所述中压蒸馏塔在0.7-1.2MPa范围的绝对压力下操作。

2.根据权利要求1所述的方法，还包括使用绝对压力在0.8-2.0MPa范围内的中压汽提蒸汽在中压蒸馏塔中蒸馏烃原料。

3.根据权利要求1或权利要求2任一项所述的方法，其中所述中压汽提蒸汽具有180-350℃范围内的温度。

4.根据权利要求1或2所述的方法，其中使用具有160-350℃范围内的温度的传热介质将所述热交换器加热。

5.根据权利要求1或2所述的方法，还包括：

在第二热交换器中通过热交换预热来自所述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质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种；

其中所述低压蒸馏塔设置为在大气压下操作。

6.根据权利要求5所述的方法，还包括使用绝对压力在0.1-0.7MPa范围内的低压汽提蒸汽在低压蒸馏塔中蒸馏烃料流。

7.根据权利要求5所述的方法，还包括将蒸馏的烃原料的冷凝组分从所述低压蒸馏塔再循环到所述中压蒸馏塔。

8.一种生产烃蒸气的系统，包括：

用于加压烃原料的烃原料泵；

连接到所述烃原料泵的第一热交换器，和

连接到所述热交换器的中压蒸馏塔，其用于在0.7-1.2MPa范围内的中压下蒸馏加热的烃原料。

9.根据权利要求8所述的系统，其中所述中压蒸馏塔具有用于供应中压汽提蒸汽的入口，其中所述中压汽提蒸汽的绝对压力在0.8-2.0MPa的范围内。

10.根据权利要求8或权利要求9所述的系统，其中所述中压汽提蒸汽具有180-350℃范围的温度。

11.根据权利要求9所述的系统，其中使用具有160-350℃范围的温度的传热介质将所述第一热交换器加热。

12.根据权利要求9所述的系统，还包括：

连接到所述中压蒸馏塔的第二热交换器，用于预热来自所述中压蒸馏塔的烃原料的液体组分；和

连接到所述第二热交换器的低压蒸馏塔，用于将所述烃原料蒸馏成轻质馏分和中间馏分和重质馏分中的至少一种，其中所述低压蒸馏塔设置为在大气压下操作。

13.根据权利要求12所述的系统，其中所述低压蒸馏塔具有用于绝对压力在0.1-0.7MPa范围内的低压汽提蒸汽的入口。

14.根据权利要求12或权利要求13所述的系统，还包括从所述低压蒸馏塔到所述中压蒸馏塔的再循环路径。