CN116848220A - 用于含高沸点组分的轻质进料的蒸汽裂解炉的优化 - Google Patents
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Abstract
公开了用于蒸汽裂解烃的系统和方法。该系统包括包含第一蒸汽裂解炉和第二蒸汽裂解炉的蒸汽裂解系统。烃进料流被进料至第一蒸汽裂解炉的对流段。经预热的进料流与蒸汽混合，然后在气‑液分离单元中分离成轻质蒸气流和重质蒸气流。轻质蒸气流在第一蒸汽裂解炉的辐射段中被进一步蒸汽裂解。重质流在第二蒸汽裂解炉中被进一步加热和蒸汽裂解。
Description
相关申请的交叉引用
本申请要求于2021年1月20日提交的美国临时专利申请第63/139,445号的优先权，其全部内容通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明通常涉及蒸汽裂解烃的系统和方法。更具体地，本发明涉及包括第一蒸汽裂解炉和第二蒸汽裂解炉的蒸汽裂解系统，以及使用第一蒸汽裂解炉裂解烃进料的轻质组分和使用第二蒸汽裂解炉裂解烃进料中的重质组分的方法。
背景技术
蒸汽裂解是生产高价值化学品包括低碳烯烃(C2至C4烯烃)和BTX(苯、甲苯和二甲苯)的最常见工艺之一。在蒸汽裂解工艺中，通过热解在蒸汽裂解炉中裂解烃和蒸汽混合物中的烃。蒸汽裂解器的进料可以是气体，如乙烷、丙烷和丁烷，或者液体，如石脑油、凝析油或汽油。
在蒸汽裂解系统中，由于进料流中高沸点烃的高百分比，对流段、辐射段和冷却段中经常发生结垢和/或高成焦。为了减轻蒸汽裂解炉对流段中的结垢和/或成焦，通常要调整裂解条件。调整可以为，例如减少烃流量或增加汽油比。这限制了在壁面温度较高下对流段的液体量。因此，蒸汽裂解的整体效率下降。蒸汽裂解炉通常可以对较轻的液体进料(例如石脑油)或较重的进料(例如汽油)进行优化。因此，进料流的这些组分的最大允许沸点因此可以基于炉的参数来调节。然而，轻质进料通常含有一些高沸点组分(例如，气体凝析油的重质组分)，并且不能在炉中裂解，或者需要采取特定措施来防止蒸汽裂解器的对流段中的结垢(例如，更高的汽油比、共混等)，从而增加了蒸汽裂解的操作成本。此外，蒸汽裂解炉的最佳操作条件，如严重性或盘管出口温度、稀释蒸汽比、流量、轻质组分和重质组分之间的差异。因此，基于进料的最大沸点优化操作条件可以导致一部分进料在次优反应条件下进行，导致整个蒸汽裂解工艺的选择性或生产效率低。
总体而言，尽管存在蒸汽裂解液态烃进料的方法，但至少鉴于上述方法的缺点，该领域的改进需求依然存在。
发明内容
已经发现了与蒸汽裂解液态烃进料的方法相关的至少一些上述问题的解决方案。该解决方案在于包括单独的炉的蒸汽裂解系统，其中一个炉被配置为蒸汽裂解液态烃的轻质组分，另一个炉被配置为蒸汽裂解液态烃的重质组分。值得注意的是，将液态烃进料流与蒸汽混合，然后在气-液分离单元中处理以产生轻质蒸气流和重质流。在对轻质进料优化的第一条件下，轻质蒸气流在第一蒸汽裂解炉的辐射段中被蒸汽裂解。重质流在第二蒸汽裂解炉中被进一步蒸汽裂解。通过在轻质组分和重质组分各自的最佳条件下进行处理，与传统蒸汽裂解工艺相比，这至少有利于提高总蒸汽裂解效率。此外，包含重质组分的重质流在进料至第二蒸汽裂解炉的辐射段中之前被进一步蒸发，从而减轻由不完全蒸发引起的结垢和/或高成焦率。此外，经蒸发的重质流可以在汽液分离单元中进一步分离，以分离出在第二辐射段中不可处理的重质液体组分，从而进一步减少第二蒸汽裂解炉的辐射炉管中的结垢和/或成焦。此外，在将重质流进料至第二蒸汽裂解炉的辐射段中之前，可以对其进行预处理以去除固体、硫或其他杂质，从而进一步减轻辐射段的结垢。因此，本发明的系统和方法为上述传统蒸汽裂解器和蒸汽裂解工艺的至少一些相关问题提供了技术解决方案。
本发明的实施方案包括蒸汽裂解烃的方法。方法包括(a)将第一蒸汽裂解炉的第一对流段中的烃进料流加热至足以蒸发烃流的至少一部分并形成经加热的烃进料流的温度。方法包括(b)将稀释蒸汽与经加热的烃进料流混合以产生混合的进料流。方法包括(c)分离混合的进料流以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流和(ii)包含液态烃的重质流。方法包括(d)在足以裂解轻质蒸气流中的烃的第一蒸汽裂解条件下，加热第一蒸汽裂解炉的轻质蒸气流。
本发明的实施方案包括蒸汽裂解烃的方法。该方法包括(a)将第一蒸汽裂解炉的第一对流段中的烃进料流加热至足以蒸发烃流的至少一部分并形成经加热的烃进料流的温度。方法包括(b)将稀释蒸汽与经加热的烃进料流混合以产生混合的进料流。方法包括(c)分离混合的进料流以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流和(ii)包含液态烃的重质流。方法包括(d)在足以裂解轻质蒸气流中的烃的第一蒸汽裂解条件下加热第一蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的轻质蒸气流。方法包括(e)在第二蒸汽裂解炉的第二对流段中加热重质流以产生经加热的重质流。至少一部分被加热的重质流是气相的。方法包括(f)将经加热的重质流与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流。方法包括(g)在足以裂解混合的重质流的烃的第二蒸汽裂解条件下，加热第二蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的混合的重质流的至少一部分。
本发明的实施方案包括蒸汽裂解烃的方法。方法包括(a)将第一蒸汽裂解炉的第一对流段中的烃进料流加热至足以蒸发烃流的至少一部分并形成经加热的烃进料流的温度。方法包括(b)将稀释蒸汽与经加热的烃进料流混合以产生混合的进料流。方法包括(c)分离混合的进料流以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流和(ii)包含液态烃的重质流。方法包括(d)在足以裂解轻质蒸气流中的烃的第一蒸汽裂解条件下，加热第一蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的轻质蒸气流。方法包括在预处理单元预处理重质流。方法还包括(e)在第二蒸汽裂解炉的第二对流段中加热重质流以产生经加热的重质流。至少一部分被加热的重质流是气相的。方法包括(f)将经加热的重质流与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流。方法还包括将混合的重质流分离成(I)包含蒸汽和气态烃的重质蒸气流和(II)包含液态烃的重质液体流。方法包括(g)在足以裂解混合的重质流的烃的第二蒸汽裂解条件下加热第二蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的重质蒸气流的至少一部分。
以下包括本说明书中使用的各种术语和短语的定义。
术语“约”或“大约”被定义为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，这些术语被定义为偏差在10％以内，优选偏差在5％以内，更优选偏差在1％以内，最优选偏差在0.5％以内。
术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别指基于包含组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数的组分的重量百分比、体积百分比或摩尔百分比。在一个非限制性实例中，100摩尔材料中的10摩尔组分是10摩尔％的组分。
术语“基本上”及其变体被定义为包括偏差在10％以内、偏差在5％以内、偏差在1％以内或偏差在0.5％以内。
当在权利要求书和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变体包括任何可测量的降低或完全抑制以实现期望的结果。
说明书和/或权利要求书中使用的术语“有效”是指足以实现希望的、期望的或预期的结果。
在权利要求书或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，要素前无数量词可以表示“一个”，但也与“一个或更多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的含义一致。
词语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包容性的或开放式的，并且不排除其他的、未列举的元素或方法步骤。
本发明的方法可以“包括”、“基本上组成为”或“组成为”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物等。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“主要”是指大于50重量％、50摩尔％和50体积％中的任何一个。例如，“主要”可以包括50.1重量％至100重量％和其间的所有值和范围、50.1摩尔％至100摩尔％和其间的所有值和范围、或50.1体积％至100体积％和其间的所有值和范围。
本发明的其他目的、特征和优点将从以下附图、具体实施方式和实施例中变得明显。然而，应该理解的是，附图、具体实施方式和实施例虽然说明了本发明的特定实施方案，但仅以说明的方式给出，并不意味着限制。此外，预期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来说将从具体实施方式中变得明显。在另一个实施方案中，来自特定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。在其他的实施方案中，可以将附加特征添加到本文描述的特定实施方案中。
附图说明
为了更完整的理解，现参考以下结合附图的描述，其中：
图1示出了根据本发明的实施方案的蒸汽裂解系统的示意图；
图2A示出了根据本发明的实施方案的蒸汽裂解系统的第一蒸汽裂解炉的示意图；
图2B示出了根据本发明的实施方案的蒸汽裂解系统的第二蒸汽裂解炉的示意图；和
图3示出了根据本发明的实施方案的蒸汽裂解烃进料的方法的流程图。
具体实施方式
目前，用于蒸汽裂解液态烃进料的蒸汽裂解器通常包括用于轻质组分和重质组分的单个蒸汽裂解炉。因此，在蒸汽裂解炉的对流段中，通常至少一些重质组分没有蒸发，导致蒸汽裂解炉对流段中结垢和/或成焦。此外，轻质组分和重质组分在传统蒸汽裂解器的辐射段中在相同的蒸汽裂解条件下进行，导致烃进料流中的一些组分的工艺条件不理想。本发明提供了对这些问题中的至少一些问题的解决方案。解决方案以蒸汽裂解系统为前提，该系统分别包括两个蒸汽裂解炉，其中一个被配置为蒸汽裂解轻质组分，另一个被设置为蒸汽裂解重质组分。因此，轻质组分和重质组分都可以在最佳条件下进行，从而提高蒸汽裂解效率。此外，所公开的蒸汽裂解系统包括气-液分离单元，以从蒸汽和气态烃进料流的混合物中分离未蒸发的重质组分，从而减轻蒸汽裂解炉的结垢。本法明的这些和其他非限制性方面将在下面的章节中进一步详细讨论。
A.蒸汽裂解烃的系统
在本发明的实施方案中，用于蒸汽裂解液态烃的系统包括两个蒸汽裂解炉、与两个蒸汽裂解炉流体连通的气-液分离单元、任选的预处理单元以及用于两个蒸汽裂解炉中的每个的冷却单元。参照图1，示出了系统100的示意图，与传统的蒸汽裂解系统相比，该系统能够在减少炉结垢和提高效率的情况下对烃进行蒸汽裂解。
根据本发明的实施方案，系统100包括第一蒸汽裂解炉101，第一蒸汽裂解炉101包括第一对流段102和第一辐射段103。如图2A所示，第一对流段102包括第一进料预热器104，其被配置为通过加热蒸发烃进料流11中的至少一部分烃。烃进料流11可以包括石脑油、凝析油、汽油、柴油、原油或任何可再生或可循环的烃流，或其组合。在本发明的实施方案中，第一进料预热器104的出口与蒸汽入口流体连通，使得第一进料预热器104的流出物流与稀释蒸汽流13混合以形成混合的进料流12。
根据本发明的实施方案，将混合的进料流12进料至第一气-液分离单元105中，所述第一气-液体分离单元105被配置为分离混合的进料流12以产生(i)包含气相烃和来自稀释蒸汽流13的蒸汽的轻质蒸气流14，和(ii)包含液相烃(来自烃进料流11的重质组分)的重质流15。第一气-液分离单元105可以包括闪蒸罐、分离罐、蒸馏塔、除沫器或其任意组合。
在本发明的实施方案中，第一气-液分离单元105的出口与第一上部混合预热器106的入口流体连通，使得轻质蒸气流14从第一气-液体分离单元105流至第一上部混合预热器106。第一上部混合预热器106可以与第一下部混合预热器107流体连通，使得来自第一上部混合预热器106的流出物流至第一下部混合预热器107。在本发明的实施方案中，第一上部混合预热器106和第一下部混合预热器107串联操作。第一上部混合预热器106和/或第一下部混合预热器107可以被配置为将轻质蒸气流14加热至用于蒸汽裂解的入口温度。
根据本发明的实施方案，第一辐射段103包括一个或多于一个辐射炉管108和围绕辐射炉管108的第一燃烧室109。在本发明的实施方案中，第一下部混合预热器107的出口可以与辐射炉管108的入口流体连通，使得经加热的轻质蒸气流14从第一下部混合预热器107流至辐射炉管108。第一辐射段103可以被配置为在足以裂解轻质蒸气流14的至少一部分烃并产生包含裂解烃的第一流出物流16的第一蒸汽裂解条件下，通过第一燃烧室109加热辐射炉管108中的轻质蒸气流14。第一燃烧室109可以被配置为通过燃料燃烧产生用于加热辐射炉管的热量。根据本发明的实施方案，第一燃烧室109中的燃料燃烧可产生可用于为第一对流段102提供热量的烟气。在本发明的实施方案中，辐射炉管108的出口与第一冷却单元110流体连通，使得第一流出物流16从辐射炉管108流至第一冷却单元110。第一冷却单元110可以被配置为将第一流出物流16冷却至使得第一流出物流中的反应或大多数反应停止的温度。在本发明的实施方案中，第一冷却单元110包括转油线换热器、壳管式换热器、双管式换热器、管中管式换热器、急冷油注入单元、水注入单元、急冷塔或其任意组合。
根据本发明的实施方案，第一气-液分离单元105的出口可以与预处理单元111流体连通，使得重质流15从第一气-液体分离单元105流至预处理单元111。在本发明的实施方案中，预处理单元111被配置为从重质流15中去除固体和/或杂质，以产生经预处理的重质流15。预处理单元111的非限制性实例包括过滤单元、基于旋风的固体去除单元、硫去除单元、加氢处理单元、加氢化裂化单元、吸附单元或其任意组合。
在本发明的实施方案中，预处理单元111的出口与第二蒸汽裂解炉112的入口流体连通，使得经预处理的重质流15从预处理单元111流至第二蒸汽裂解炉112。在本发明的实施方案中，系统100可以不包括预处理单元111，并且重质流可以在没有预处理的情况下从第一气-液分离单元105的出口流至第二蒸汽裂解炉112。
在本发明的实施方案中，第二蒸汽裂解炉112包括与第二辐射段115流体连通的第二对流段114。根据本发明的实施方案，如图2B所示，第二对流段114包括第二进料预热器116，其被配置为加热重质流15和/或预处理的重质流15’，以蒸发重质流15和/或经预处理的重质流15’的至少一部分。在本发明的实施方案中，第二进料预热器116的出口与蒸汽入口流体连通，使得经预热的重质流15(或经预处理的重质流15’)与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流17。在本发明的实施方案中，将混合的重质流17进料至第二气-液分离单元117中。第二气-液分离单元117可以被配置为将混合的重质流17分离成(I)包含来自重质流15的气态烃和蒸汽的重质蒸气流18，和(II)包含来自重质流15的液态烃的重质液体流19。
根据本发明的实施方案，第二蒸汽裂解炉112的第二对流段114包括串联的第二上部混合预热器118和第二下部混合预热器119，其被配置为将重质蒸气流18加热至第二入口温度。在本发明的实施方案中，第二辐射段115包括第二辐射炉管120和围绕第二辐射炉管120的第二燃烧室121。第二燃烧室121可以被配置为通过燃料燃烧用于向第二辐射炉管120提供热量。通过第二燃烧室121中的燃料燃烧产生的烟气可用于为第二对流段114提供热量。
根据本发明的实施方案，第二辐射段115被配置为在足以裂解重质蒸气流18中的烃的第二蒸汽裂解条件下，加热第二辐射炉管120中的重质蒸气流18，以产生包含裂解的烃的第二流出物流20。在本发明的实施方案中，第二辐射炉管120的出口与第二冷却单元122流体连通，使得第二流出物流20流至第二冷却单元122。第二冷却单元122可以被配置为将第二流出物流20冷却至使得第二流出物流20中的反应停止的温度。在本发明的实施方案中，第二冷却单元122包括转油线换热器、淬火塔、壳管式换热器、双管式换热器、管中管式换热器、急冷油注入单元、水注入单元、急冷塔或其组合。在本发明的实施方案中，混合的重质流17可以直接进料至第二上部混合预热器118中，而不在第二气-液分离单元117中进行处理，使得混合的重质流17被第二上部混合预热器118、第二下部混合预热器119加热，并在第二辐射段115中进一步裂解以产生第二流出物流20。
B.蒸汽裂解烃的方法
已经发现了蒸汽裂解烃的方法。烃可以包括石脑油、凝析油、汽油、柴油、原油或可再生或可循环的烃，或其组合的液态烃。参照图3，示出了蒸汽裂解烃的方法200的示意流程图。方法200可以由系统100来实现，如图1、图2A和图2B所示，并且如上所述。
根据本发明的实施方案，如方框201所示，方法200包括将第一蒸汽裂解炉101的第一对流段102中的烃进料流11加热至足以蒸发烃进料流11的至少一部分并形成经加热的烃进料流11’的温度。在本发明的实施方案中，在第一进料预热器104处加热方框201。烃进料流11可以包含初沸点为30℃至300℃和终沸点300℃至500℃的烃。在方框201中，可以将烃进料流11加热至100℃至400℃的温度。
根据本发明的实施方案，如方框202所示，方法200包括将稀释蒸汽流13的稀释蒸汽与经加热的烃进料流11混合以产生混合的进料流12。在本发明的实施方案中，在方框202中，经加热的烃进料流11和稀释蒸汽流13以0.1至2.0及其间所有范围和值包括0.1至0.2、0.2至0.4、0.4至0.6、0.6至0.8、0.8至1.0、1.0至1.2、1.2至1.4、1.4至1.6、1.6至1.8、和1.8至2.0的体积比混合。在本发明的实施方案中，在方框202中混合前，稀释蒸汽的温度为180℃至600℃，包括180℃至210℃、210℃至240℃、240℃至270℃、270℃至300℃、300℃至330℃、330℃至360℃、360℃至390℃、390℃至420℃、420℃至450℃、450℃至480℃、480℃至510℃、510℃至540℃、540℃至570℃、和570℃至600℃。
根据本发明的实施方案，如方框203所示，方法200包括在第一气-液分离单元105中分离混合的进料流12，以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流14和(ii)包含液态烃的重质流15。在本发明的实施方案中，在方框203中的分离是在100℃至400℃的温度和3巴至15巴的压力下进行的。在本发明的实施方案中，轻质蒸气流14的烃可以具有30℃至350℃的沸程。重质蒸气流15的烃可以具有150℃至500℃的沸程。在本发明的实施方案中，如方框204所示，方法200包括在第一上部混合预热器106和/或第一下部混合预热器107中加热轻质蒸气流14。在方框204中，轻质蒸气流14可以被加热至500℃至700℃及其间所有范围和值包括500℃至520℃、520℃至540℃、540℃至560℃、560℃至580℃、580℃至600℃、600℃至620℃、620℃至640℃、640℃至660℃、660℃至680℃、和680℃至700℃的温度。
根据本发明的实施方案，如方框205所示，方法200包括在足以裂解轻质蒸气流14的烃的第一蒸汽裂解条件下，在第一蒸汽裂解炉101的第一辐射段102的一个或多于一个辐射炉管108中加热轻质蒸气流14。在本发明的实施方案中，第一蒸汽裂解条件包括750℃至900℃及其间所有范围和值包括750℃至760℃、760℃至770℃、770℃至780℃、780℃至790℃、790℃至800℃、800℃至810℃、800℃至810℃、810℃至820℃、820℃至830℃、830℃至840℃、840℃至850℃、850℃至860℃、860℃至870℃、870℃至880℃、880℃至890℃、和890℃至900℃的第一裂解温度。第一蒸汽裂解条件还可以包括100毫秒至1000毫秒及其间所有范围和值包括100毫秒至200毫秒、200毫秒至300毫秒、300毫秒至400毫秒、400毫秒至500毫秒、500毫秒至600毫秒、600毫秒至700毫秒、700毫秒至800毫秒、800毫秒至900毫秒、和900毫秒至1000毫秒的第一停留时间。在本发明的实施方案中，来自第一辐射炉管108的第一流出物流16可以包括低碳烯烃(C2至C4烯烃)和/或BTX(苯、甲苯、二甲苯)。在方框205中，可以裂解轻质蒸气流14的烃以产生0.1至0.9及其间所有范围和值包括0.1至0.2、0.2至0.3、0.3至0.4、0.4至0.5、0.5至0.6、0.6至0.7、0.7至0.8、和0.8至0.9的丙烯与乙烯重量比(P/E比)。
根据本发明的实施方案，如方框206所示，方法200包括在预处理单元111中任选地预处理重质流15以形成经预处理的重质流15’。在本发明的实施方案中，方框206处的预处理包括在过滤单元和/或旋风单元中的固体去除，和/或在硫去除单元中的硫去除。在本发明的实施方案中，预处理单元111用于预处理来自其他蒸汽裂解炉的重质组分(沸点超过150℃)。
根据本发明的实施方案，如方框207所示，方法200包括在第二蒸汽裂解炉112的第二对流段114中加热重质流15或经预处理的重质流15’以产生经加热的重质流22。在方框207处的加热可以在第二进料预热器116中进行。在本发明的实施方案中，经加热的重质流22的至少一部分为气相。经加热的重质流22可以为150℃至500℃及其间所有范围和值包括150℃至200℃、200℃至250℃、250℃至300℃、300℃至350℃、350℃至400℃、400℃至450℃、和450℃至500℃的温度。
根据本发明的实施方案，如方框208所示，方法200包括将加热后的重质流22与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流17。在本发明的实施方案中，混合的重质流17包括0.1至2.0及其间所有范围和值包括0.1至0.2、0.2至0.4、0.4至0.6、0.6至0.8、0.8至1.0、1.0至1.2、1.2至1.4、1.4至1.6、1.6至1.8、和1.8至2.0的烃与蒸汽体积比。在本发明的实施方案中，在方框208中混合前，稀释蒸汽的温度为180℃至600℃及其间所有范围和值包括180℃至210℃、210℃至240℃、240℃至270℃、270℃至300℃、300℃至330℃、330℃至360℃、360℃至390℃、390℃至420℃、420℃至450℃、450℃至480℃、480℃至510℃、510℃至540℃、540℃至570℃、和570℃至600℃。
根据本发明的实施方案，如方框209所示，方法200包括在第二气-液分离单元117中分离混合的重质流17以形成(I)包含蒸汽和气态烃的重质蒸气流18和(II)包含液态烃的重质液体流19。在本发明的实施方案中，在方框209中的分离是在150℃至500℃的温度和3巴至15巴的压力下进行的。经加热的重质蒸气流22可以具有150℃至500℃及其间所有范围和值包括150℃至200℃、200℃至250℃、250℃至300℃、300℃至350℃、350℃至400℃、400℃至450℃、和450℃至500℃的沸程。重质液体流19的烃可以具有大于300℃的沸程。在本发明的实施方案中，重质液体流19可以进行被进一步处理，包括加氢处理单元、加氢裂化单元、吸附单元或其组合。在本发明的实施方案中，如方框210所示，方法200包括在第二上部混合预热器118和/或第二下部混合预热器119中加热重质蒸气流18。在本发明的实施方案中，在方框210中，重质蒸气流18可以被加热至550℃至750℃及其间所有范围和值包括550℃至570℃、570℃至590℃、590℃至610℃、610℃至630℃、630℃至650℃、650℃至670℃、670℃至690℃、690℃至710℃、710℃至730℃、和730℃至750℃的温度。
根据本发明的实施方案，如方框211所示，方法200包括在足以裂解至少一部分混合的重质流17的烃的第二蒸汽裂解条件下，在第二蒸汽裂解炉112的第二辐射段115的一个或多于一个辐射炉管120中加热混合的重质流17(可以为重质蒸气流18)的至少一部分。在本发明的实施方案中，第二蒸汽裂解条件包括750℃至900℃及其间所有范围和值包括750℃至760℃、760℃至770℃、770℃至780℃、780℃至790℃、790℃至800℃、800℃至810℃、810℃至820℃、820℃至830℃、830℃至840℃、840℃至850℃、850℃至860℃、860℃至870℃、870℃至880℃、880℃至890℃、和890℃至900℃的第二裂解温度。第二蒸汽裂解条件可以包括100毫秒至1000毫秒及其间所有范围和值包括100毫秒至200毫秒、200毫秒至300毫秒、300毫秒至400毫秒、400毫秒至500毫秒、500毫秒至600毫秒、600毫秒至700毫秒、700毫秒至800毫秒、800毫秒至900毫秒、和900毫秒至1000毫秒的第二停留时间。在本发明的实施方案中，来自第二辐射炉管的第二流出物流20可以包括低碳烯烃(C2至C4烯烃)和/或BTX(苯、甲苯、二甲苯)。在方框211中，可以裂解重质蒸气流18的烃以产生0.1至0.9及其间所有范围和值包括0.1至0.2、0.2至0.3、0.3至0.4、0.4至0.5、0.5至0.6、0.6至0.7、0.7至0.8、和0.8至0.9的丙烯与乙烯比(P/E比)。
在本发明的实施方案中，如方框212所示，方法200包括在第二上部混合预热器118和/或第二下部混合预热器119中加热混合的重质流17，而没有在方框209中的分离步骤。根据本发明的实施方案，在方框212中，混合的重质流17被加热至150℃至500℃及其间所有范围和值包括150℃至200℃、200℃至250℃、250℃至300℃、300℃至350℃、350℃至400℃、400℃至450℃、和450℃至500℃的温度。如方框213所示，方法200可以包括在第三蒸汽裂解条件下，在第二辐射段115的第二辐射炉管120中蒸汽裂解经加热的混合的重质流，以产生包含蒸汽裂解的烃的第二辐射炉管120的流出物流。第二辐射炉管120的流出物流可以包括低碳烯烃(C2至C4烯烃)和/或BTX(苯、甲苯、二甲苯)。第三蒸汽裂解条件可以包括750℃至900℃的第三裂解温度和100毫秒至1000毫秒的第三停留时间。
尽管已经参考图3的方框描述了本发明的实施方案。应当理解，本发明的操作不限于图3所示的特定方框和/或方框的特定顺序。因此，本发明的实施方案可以使用不同于图3的顺序的各种方框来提供如本文所述的功能。
本文所描述的系统和过程还可以包括未示出的并且化学处理领域的技术人员已知的各种装置。例如，一些控制器、管道、计算机、阀门、泵、加热器、热电偶、压力指示器、混合器、热交换器等可能未示出。
作为本发明公开内容的一部分，以下包括具体实施例。这些实施例仅用于说明的目的，而不旨在限制本发明。本领域普通技术人员将容易地识别可以改变或修改以产生本质上相同结果的参数。
实施例
(蒸汽裂解过程模拟)
在SPYRO和Aspen+中对蒸汽裂解过程进行了模拟。在这些模拟中，图1、图2A(第一蒸汽裂解炉)和图2B(第二蒸汽裂解炉)示出了用于蒸汽裂解的系统。模拟了传统蒸汽裂解系统中的蒸汽裂解作为对照。对于第一个蒸汽裂解炉，使用闪蒸容器作为液-汽分离单元。闪蒸容器在230℃的固定温度下进行。进料流、轻馏分(蒸发形成轻质蒸气流的组分)和重质流的性质如表1所示。蒸汽裂解系统的操作条件如表2所示。
表1进料流、轻质蒸气流和重质流的性质
表2蒸汽裂解系统的操作条件
将进料至炉中的进料流的流速设定为50t/h，从而对于所公开的蒸汽裂解系统，轻馏分(轻质蒸汽流)的流速为43t/h，重质流的流速为7t/h。在第二蒸汽裂解炉中，将几个轻质炉(与第一蒸汽裂解炉基本相同的炉)的重质流合并以形成流速为45t/h的重质流。在第一蒸汽裂解炉中观察到液体的最高壁温约为266℃，而在第二蒸汽裂解炉(用于处理重质流)中，液态烃的最高壁温度为314℃。尽管只进行了有限的优化，但这出乎意料地明显低于传统炉的温度。在与第一个没有汽液分离单元的蒸汽裂解炉设计相似的传统炉中，对于相同的进料流，液态烃的最高壁温为340℃。第一蒸汽裂解炉和第二蒸汽裂解炉的壁温低于传统蒸汽裂解炉的壁温，这表明其与被配置为处理整个进料流的传统蒸汽裂解炉相比，结垢的风险更低。还发现，本发明开辟了几个优化参数，这些参数可以在能量和产量方面提高蒸汽裂解系统的操作效率。可以优化的软参数(除了炉的设计之外)包括，例如，每个炉的炉管出口温度、每个炉的进料流量、每个炉的稀释蒸汽比、每个炉的稀释蒸汽温度。为了减少使用进料流的结垢，传统炉必须提高稀释蒸汽的温度。在本发明的实施方案中，只有第二炉需要更高温度的稀释蒸汽，并且与传统炉相比其仅需要有限的量(114t/h对45t/h)。炉和操作条件的进一步优化可以改善这些结果以及优化各个炉的产量和能耗。
在本发明的上下文中，描述了至少以下14个实施方案。实施方案1是蒸汽裂解烃的方法。方法包括：(a)将第一蒸汽裂解炉的第一对流段中的烃进料流加热至足以蒸发烃进料流的至少一部分并形成经加热的烃进料流的温度；(b)将稀释蒸汽与经加热的烃进料流混合以产生混合的进料流；(c)分离混合的进料流以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流和(ii)包含液态烃的重质流；和(d)在足以裂解轻质蒸气流中的烃的第一蒸汽裂解条件下，加热第一蒸汽裂解炉中的轻质蒸气流。实施方案2是实施方案1所述的方法，其还包括：(e)在第二蒸汽裂解炉的第二对流段中加热重质流以产生经加热的重质流，其中至少一部分被加热的重质流是气相的；(f)将经加热的重质流与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流；和(g)在足以裂解混合的重质流中的烃的第二蒸汽裂解条件下，加热第二蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的混合的重质流的至少一部分。实施方案3是实施方案2所述的方法，其还包括，在步骤(e)之前，在预处理单元预处理重质流。实施方案4是实施方案3所述的方法，其中预处理单元包括过滤单元、基于旋风的固体去除单元、硫去除单元或其组合。实施方案5是实施方案2至4中任一项所述的方法，其还包括在步骤(g)之前，将混合的重质流分离成(I)包含蒸汽和气态烃的重质蒸气流和(II)包含液态烃的重质液体流。实施方案6是实施方案2至5中任一项所述的方法，其中第二蒸汽裂解条件包括750℃至900℃的反应温度。实施方案7是实施方案2至6中任一项所述的方法，其中第二蒸汽裂解条件包括100毫秒至1000毫秒的第二蒸汽裂解炉中的停留时间。实施方案8是实施方案2至7中任一项所述的方法，其中，在步骤(e)中，重质流被加热至150℃至500℃的温度。实施方案9是实施方案2至8中任一项所述的方法，其中，在步骤(g)之前，将混合的重质流的至少一部分加热至500℃至700℃的温度。实施方案10是实施方案1至9中任一项所述的方法，其中第一蒸汽裂解条件包括750℃至900℃的反应温度。实施方案11是实施方案1至10中任一项所述的方法，其中第一蒸汽裂解条件包括100毫秒至1000毫秒的第一蒸汽裂解炉中的停留时间。实施方案12是实施方案1至11中任一项所述的方法中，其中稀释蒸汽的温度为180℃至600℃。实施方案13是实施方案1至12中任一项所述的方法，其中，在步骤(a)中，将烃进料流加热至100℃至400℃的温度。实施方案14是实施方案1至12中任一项所述的方法，其还包括，在步骤(d)之前，将轻质蒸气流的至少一部分加热至为500℃至700℃的温度。
尽管已经详细描述了本申请的实施方案及其优点，但是应当理解，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在本文中进行各种改变、替换和变更。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的工艺、机器、制造、物质组合物、手段、方法和步骤的特定实施方案。如本领域普通技术人员将从上述公开内容中容易理解的那样，可以利用当前存在的或以后将开发的执行与本文所述的相应实施方案基本相同的功能或实现基本相同的结果的工艺、机器、制造、物质组合物、手段、方法或步骤。因此，所附权利要求旨在将这些工艺、机器、制造、物质组合物、手段、方法或步骤包括在它们的范围内。
Claims (14)
1.一种蒸汽裂解烃的方法，所述方法包括：
(a)将第一蒸汽裂解炉的第一对流段中的烃进料流加热至足以蒸发至少一部分烃进料流并形成经加热的烃进料流的温度；
(b)将稀释蒸汽与经加热的烃进料流混合以产生混合的进料流；
(c)分离混合的进料流以形成(i)包含蒸汽和气相烃的轻质蒸气流和(ii)包含液态烃的重质流；和
(d)在足以裂解轻质蒸气流中的烃的第一蒸汽裂解条件下，加热第一蒸汽裂解炉中的轻质蒸气流。
2.根据权利要求1所述的方法，其还包括：
(e)将第二蒸汽裂解炉的第二对流段中的重质流加热以产生经加热的重质流，其中至少一部分经加热的重质流是气相的；
(f)将经加热的重质流与稀释蒸汽混合以形成混合的重质流；和
(g)在足以裂解混合的重质流中的烃的第二蒸汽裂解条件下，加热第二蒸汽裂解炉的一个或多于一个辐射炉管中的混合的重质流的至少一部分。
3.根据权利要求2所述的方法，其还包括：
在步骤(e)之前，在预处理单元预处理重质流。
4.根据权利要求3所述的方法，其中预处理单元包括过滤单元、基于旋风的固体去除单元、硫去除单元或其组合。
5.根据权利要求2所述的方法，其还包括：
在步骤(g)之前，将混合的重质流分离以形成(I)包含蒸汽和气态烃的重质蒸气流，和(II)包含液态烃的重质液体流。
6.根据权利要求2所述的方法，其中第二蒸汽裂解条件包括750℃至900℃的反应温度。
7.根据权利要求2所述的方法，其中第二蒸汽裂解条件包括100毫秒至1000毫秒的第二蒸汽裂解炉中的停留时间。
8.根据权利要求2所述的方法，其中，在步骤(e)中，将重质流加热至150℃至500℃的温度。
9.根据权利要求2所述的方法，其还包括：
在步骤(g)之前，将混合的重质流的至少一部分加热至500℃至700℃的温度。
10.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中第一蒸汽裂解条件包括750℃至900℃的反应温度。
11.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中第一蒸汽裂解条件包括100毫秒至1000毫秒的第一蒸汽裂解炉中的停留时间。
12.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中稀释蒸汽的温度为180℃至600℃。
13.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中，在步骤(a)中，将烃进料流加热至100℃至400℃的温度。
14.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其还包括：
在步骤(d)之前，将轻质蒸气流的至少一部分加热至500℃至700℃的温度。
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