CN117545824A - 烯烃生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种用于在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有烃的进料流生产烯烃的方法，该方法包括：在该裂化炉外部预热进料流；将该预热的进料流进料至该裂化炉的对流段中的管；在该对流段中进一步预热该进料流；将该进一步预热的进料流进料至该裂化炉的辐射段中的管；预热含氧流；使该预热的含氧流与燃料气体在该辐射段中的燃烧器中接触；以及在该辐射段中热解裂化该进料流，从而产生含有烯烃的流出物。

Description

烯烃生产方法

技术领域

本发明涉及一种在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有烃的进料流生产烯烃的方法。

背景技术

在裂化炉中烃的热解裂化是广泛用于生产烯烃(诸如乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯)和任选的芳烃(诸如苯、甲苯和二甲苯)的石化工艺。在这种热解裂化在稀释蒸汽的存在下进行的情况下，这被称为“蒸汽裂化”。这种热解裂化工艺的进料流可以包括乙烷、丙烷、丁烷、液化石油气(LPG)、石脑油、氢化蜡和再循环废塑料油中的一者或多者。在热解裂化工艺中，含烃流在热的影响下并且基本上在不存在氧的情况下被转化成含有烯烃的流出物。

裂化炉包括对流段和辐射段。当考虑进料流通过裂化炉的方向时，对流段位于裂化炉的上游部分，并且辐射段位于裂化炉的下游部分。然而，当考虑下述烟道气通过裂化炉的方向时，对流段位于裂化炉的下游部分，并且辐射段位于裂化炉的上游部分。对流段包括一个或多个管，烃进料流被引入到该管中，在该管中，烃流被存在于这些管外部且从辐射段产生的热烟道气预热，其中通过该管的壁发生热交换。该辐射段包括一个或多个燃烧器，其中氧气(例如存在于空气中的氧气)和燃料气体接触并且燃料气体燃烧导致热释放，需要该热以在一个或多个管中实现烃流的热解裂化，该管也包括在辐射段内并且来自对流段的预热的烃流被引入其中。通常，在该燃烧器中使用的燃料气体包括源自含有烯烃的流出物的氢气和甲烷，该含有烯烃的流出物来自裂化炉的辐射段。

包括氢气和甲烷的燃料气体在裂化炉的燃烧器中的燃烧导致生产包括水和二氧化碳的烟道气。通常，来自这种烟道气的二氧化碳可能必须排放到地球大气中和/或可能必须以另一种形式被捕获，从而防止这种排放。碳捕获和存储(CCS)与碳捕获和使用(CCU)之间可以进行区分，这两者都涉及二氧化碳捕获，这是麻烦的，需要额外的设备，并且因此相对昂贵。另外，由于压缩二氧化碳和分配到二氧化碳存储所需的能量支出，CCS进一步增加了化学品制造的总体成本。

因此，鉴于上述情况，本发明的一个目的是减少生产所需烯烃所需的燃料气体的总量，该所需烯烃包含在来自裂化炉的含有烯烃的流出物中。这种降低的燃料气体消耗的一个重要优点是在裂化炉的燃烧器中形成的二氧化碳的量相对于所需产物(即烯烃和任选的芳烃)的量降低。特别地，在其中燃料气体包括源自除裂化炉流出物以外的另一来源的氢(例如，通过可再生电力电解持续生产的所谓“绿色”氢，或在如蒸汽甲烷重整与碳捕获和存储组合的工艺中由烃生产的所谓“蓝色”氢，或以其它方式生产的氢)的情况下，上述降低的燃料气体消耗有利地导致可需要更少的这种按目的的氢作为裂化炉燃料气体，使得因此可需要更少的氢生产，该生产还可涉及二氧化碳的形成和/或可需要使用可有限可用的可再生非化石能源资源。

此外，一般而言，本发明的一个目的是提供用于由烃原料流生产烯烃的这种方法，该方法在技术上是有利的、有效的和负担得起的，特别是不具有一个或多个上述缺点的方法。这种在技术上有利的方法将优选地产生相对低的能量需求和/或相对低的资本支出。

发明内容

令人惊讶地，发现上述目的中的一个或多个目的可以通过以下两种方式实现：(i)在裂化炉外部预热进料至裂化炉的对流段的烃进料流，和(ii)预热进料至裂化炉的辐射段中的燃烧器并在其中与燃料气体接触的含氧流，由此该燃烧器有利地需要提供降低的热负荷以在相同的热解裂化工艺产物输出下进行热解裂化过程。换句话说，通过本发明，实现了相对于裂化炉的流出物中所需产物(即烯烃和任选的芳烃)的量的降低的热负荷。因此，并且有利地，较少的燃料气体需要在该燃烧器中燃烧，并且因此，在燃料气体包括例如甲烷的情况下，形成较少的二氧化碳并且最终存在于由该燃烧产生的烟道气中。

另外，已经发现，当在进料至裂化炉的辐射段中的燃烧器之前预热上述含氧流时，在已经在裂化炉的辐射段和对流段中加热烃进料之后排放到地球大气中的烟道气的所谓烟囱温度令人惊讶地仍然可以保持相对低，尽管根据本发明引入到对流段中的预热的烃进料的入口温度较高，从而需要来自该相同对流段中存在的烟道气的较少热输入。换句话说，有利地，即使在烃进料的相对高的入口温度下，在本发明中仍然可以实现烟道气的相同的、相对低的烟囱温度。保持烟囱温度相同对于确保裂化炉的总热效率不降低是重要的。

因此，本发明涉及一种在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有烃的进料流生产烯烃的方法，该方法包括：

在裂化炉外部预热进料流；

将预热的进料流进料至裂化炉的对流段中的管；

在对流段中进一步预热进料流；

将进一步预热的进料流进料至裂化炉的辐射段中的管；

预热含氧流；

使预热的含氧流与燃料气体在辐射段中的燃烧器中接触；以及

在辐射段中热解裂化进料流，从而产生含有烯烃的流出物。

附图说明

图1示出了以下参考实施例(不根据本发明)的设置，其应用于在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有烃的进料流生产烯烃的方法中。

图2示出了以下实施例A(根据本发明)的这种烯烃生产方法的另一种设置。

具体实施方式

本发明的方法包括多个步骤。此外，该方法可包括连续步骤之间的一个或多个中间步骤。此外，该方法可包括在第一步骤之前和/或最后步骤之后的一个或多个附加步骤。例如，在该方法包括步骤a)、步骤b)和步骤c)的情况下，该方法可包括在步骤a)与步骤b)之间以及在步骤b)与步骤c)之间的一个或多个中间步骤。此外，该方法可包括在步骤a)之前和/或在步骤c)之后的一个或多个附加步骤。

虽然本发明的方法以及在该方法中使用的流或组合物分别按照“包含”、“含有”或“包括”一个或多个不同的该步骤或组分进行描述，但它们也可“分别基本上由该一个或多个不同的该步骤或组分组成”或“分别由该一个或多个不同的该步骤或组分组成”。

在本发明的上下文中，在流或组合物包含两种或更多种组分的情况下，以不超过100％的总量来选择这些组分。

此外，在针对性质引用上限和下限的情况下，还暗示了由上限中的任一者与下限中的任一者的组合所限定的值的范围。

本发明涉及一种在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有烃的进料流生产烯烃的方法。

上述裂化炉包括对流段和辐射段。如引言中所解释，当考虑上述进料流通过裂化炉的方向时，对流段位于裂化炉的上游部分，并且辐射段位于裂化炉的下游部分。

本方法包括多个步骤。该方法包括在裂化炉外部预热含有烃的进料流，将预热的进料流进料至对流段中的管，在对流段中进一步预热进料流，将进一步预热的进料流进料至辐射段中的管，在辐射段中热解裂化进料流，从而产生含有烯烃和任选的芳烃的流出物。

在本说明书中，“预热”是指在将流引入裂化炉的辐射段之前加热该流。

在本发明中，含有烃的进料流可以在裂化炉外部预热进料流之前在裂化炉的对流段中预热。然而，在本发明中，优选在将进料流第一次进料至裂化炉的对流段中的管之前，在裂化炉外部预热含有烃的进料流。因此，在本发明中，优选在裂化炉外部预热进料流之前，不在裂化炉的对流段中预热含有烃的进料流。

在本发明中，通过间接热交换的预热不涉及加热介质与待加热介质之间的直接接触。此外，在本发明中，通过间接热交换的预热可以涉及使用中间流体作为热传递介质。优选地，在后一种情况下，该中间流体不包括蒸汽。替代地，在本发明中，通过间接热交换的预热可以不涉及中间流体的使用。

在本说明书中，“对流段中的管”是指适于运载流体(诸如气体或液体)流的管，在该管中含有烃的进料流被进一步预热。

在本说明书中，“辐射段中的管”是指适于运载气体流的管，在该管中进一步预热的含有烃的进料流被热解裂化。

这意味着在本发明中，烃进料在进料至裂化炉的辐射段之前的预热不仅发生在裂化炉的对流段中，而且发生在该裂化炉外部。裂化炉内部的该预热通过与来自辐射段的烟道气的间接热交换进行，即从在同一对流段中的管外部的对流段中存在的热烟道气到进料到该管中的烃进料流的热传递。

根据本发明，在裂化炉外部，可以将含有烃的进料流预热至任何温度，优选地预热至高于环境温度的温度。优选地，将该进料流在裂化炉外部预热至至多550℃、更优选地至多500℃、更优选地至多450℃、更优选地至多400℃、最优选地至多350℃的温度。此外，优选地，将该进料流在裂化炉外部预热至至少75℃、更优选地至少100℃、更优选地至少150℃、更优选地至少200℃、更优选地至少250℃、最优选地至少300℃的温度。

如上所述，在本发明中，将在裂化炉外部预热的进料流进料至对流段的管中，并在其中进一步预热，优选地预热至300℃至800℃、更优选地500℃至700℃、最优选地550℃至650℃的温度。

此外，如上所述，在本发明中，将来自对流段的进一步预热的进料流进料至辐射段中的管中，其中优选地在700℃至1000℃、更优选地700℃至950℃、最优选地700℃至900℃的温度下进行进料流中的烃的热解裂化，从而产生含有烯烃的流出物。

在辐射段中的一个或多个管中实现烃的热解裂化所需的热负荷由辐射段中的一个或多个燃烧器递送，其中氧气和燃料气体接触并且燃料气体燃烧，导致以热烟道气形式的热释放，进一步导致间接热交换，即从在同一对流段中的管外部的对流段中存在的热烟道气到进料到该管中的进一步预热的烃进料流的热传递。

离开辐射段的含有烯烃的流出物仍然是热的，并且在本发明中可以用于在将流出物进料至裂化炉外部的后处理段之前，使用所谓的“传递管线交换器”(TLE)，通过间接热交换提供具有相对高的压力和相对高的温度的蒸汽，在后处理段中从流出物中分离出几种产物。该(TLE)用于快速冷却来自裂化炉的流出物，该TLE在下文进一步讨论。这种加压蒸汽可由水产生，该水也可称为“锅炉给水”(BFW)或“公用设施水”，与“工艺水”相反，该工艺水可以蒸汽形式作为稀释剂添加到烃进料本身中。该公用设施水(或BFW)可以在几个阶段中转化成该高温加压蒸汽。如上所述，用于产生该高温加压蒸汽的热可通过与来自辐射段的含有烯烃的流出物(“工艺流出物”)间接热交换获得，也可通过与对流段中一个或多个所谓的“库”中的烟道气间接热交换获得。

进而，通过例如在蒸汽涡轮中该高温加压蒸汽的膨胀，可提供功率以驱动促进上述后处理段中的流出物分离所需的压缩机。通过这种膨胀，产生较低温度和较低压力的蒸汽，该蒸汽又可用于驱动产生具有进一步降低的温度和进一步降低的压力的蒸汽的压缩机。

以这种方式，可以产生几种类型的加压蒸汽，其涉及通过燃料气体的燃烧最初在辐射部分中产生的热的一部分。可以区分具有大于70bara至130bara的压力的极高压(“VHP”)蒸汽；具有大于30bara至70bara的压力的高压(“HP”)蒸汽；具有大于10bara至30bara的压力的中压(“MP”)蒸汽；和具有大于大气压至10bara的压力的低压(“LP”)蒸汽。这种类型的加压蒸汽可以是过热的，其中高于蒸汽饱和温度的过剩过热温度可以是至少10℃或至少20℃或至少30℃。此外，该过剩过热温度可以为至多250℃或至多200℃或至多100℃。

在本发明中，上述加压蒸汽类型中的一种或多种类型和具有大于50℃至100℃或大于50℃至90℃的温度的另一热源(该另一热源可具有大气压力(例如工艺水或公用设施水，或从裂化单元向下流动的烃流，或裂化单元内的烃流))可用于通过进料流与此类蒸汽或其它热源之间的间接热交换来预热裂化炉外部的含有烃的进料流。该其它较低温度热源(不包括加压蒸汽)可包括在涉及烃裂化的烯烃生产的设备中可获得的废热。裂化炉外部的含有烃的进料流的该预热可以在一个步骤或两个或更多个步骤中进行，其中在前面的预热步骤中的热源的温度低于在随后的预热步骤中的热源的温度。优选地且有利地，该蒸汽可通过从裂化炉回收的热产生，例如从来自辐射段的含有烯烃的流出物和/或从对流段中的烟道气回收的热产生。在本发明中，可用于这种间接热交换的蒸汽可具有大于大气压至130bara的压力和大于100℃至570℃的温度。特别地，优选将上述LP蒸汽、MP蒸汽和HP蒸汽中的一种或多种蒸汽用于这种预热。在两种或更多种不同蒸汽类型用于不同随后的步骤中的这种预热的情况下，在第一步骤中使用最低压力蒸汽，并且在最后步骤中使用最高压力蒸汽。

此外，在本发明中，来自辐射段的含有烯烃的流出物的至少一部分可以直接意义用于在裂化炉外部通过进料流与该流出物之间的间接热交换预热含有烃的进料流。这不同于如上所讨论，在进料预热步骤中首先使用该流出物作为热源产生蒸汽，然后使用产生的蒸汽作为热源。

此外，在本发明中，除了在裂化炉外部预热含有烃的进料流之外，还可以在裂化炉外部与预热该进料流分开地预热任何稀释蒸汽。如上所述，当在稀释蒸汽的存在下在裂化炉中进行烃的热解裂化的情况下，这被称为“蒸汽裂化”。此外，该稀释蒸汽是“工艺水”，其与“公用设施水”相反，以蒸汽的形式作为稀释剂添加到烃原料本身中。在其中在裂化炉外部预热稀释蒸汽的情况下，这种预热可以以与上述关于预热进料流相同的方式进行。特别地，在裂化炉外部的稀释蒸汽的这种预热可以通过与一个或多个上述用于预热含有烃的进料流的热源(这种热源包括“VHP”、“HP”、“MP”和“LP”蒸汽)的间接热交换来进行。

此外，在本发明中，含氧流与燃料气体在辐射段的燃烧器中接触，该流在这种接触发生之前首先被预热。后一种预热可以在裂化炉内部或外部进行，优选地在裂化炉内部，特别是在其对流段中进行。

裂化炉外部的含氧流的预热可以通过与一个或多个上述用于预热含有烃的进料流的热源(这种热源包括“VHP”、“HP”、“MP”和“LP”蒸汽)的间接热交换来进行。在裂化炉外部的含氧流的预热的合适示例是其中上述LP蒸汽用作这种预热的热源的情况，特别是在如上所述在裂化炉外部预热含有烃的进料流之后存在过剩LP蒸汽的情况。在裂化炉外部预热含氧流有利地导致降低的燃料气体消耗。用于这种预热的合适热源的示例包括：LP蒸汽、温度为60℃至90℃的温水(例如在骤冷水塔中热交换后可用于稀释蒸汽冷凝)和温度为100℃至200℃的低压冷凝物。

与燃料气体接触的该含氧流可包括空气流。替代地或另外地，其可以包括含有比空气更多或更少氧的流。特别地，这种含有比空气更多或更少氧的流可以在与燃料气体接触之前与空气流组合。可含有比空气少的氧的流的合适示例是下述来自用于发电(例如电功率或轴功率)的燃气涡轮的废气流。这种废气流可以含有12体积％至18体积％、通常约15体积％的量的氧。

在本发明中，与燃料气体接触的含氧流可以含有大于10体积％或大于12体积％或大于21体积％的量的氧。此外，该流可以含有至多99.9体积％的氧。

在本发明中，可以将与燃料气体接触的上述含氧流预热至70℃至550℃的温度。该温度可以是至少70℃或至少100℃或至少150℃。此外，该温度可以为至多550℃或至多450℃或至多400℃或至多350℃。

在本发明中，与燃料气体接触的含氧流可以通过在对流段中含氧流与烟道气之间的间接热交换来预热。实现这一点的热交换装置设备可以例如包括LCAP(“液体耦合空气预热器”)，其中中间流体用作热传递介质。有利地，通过这种热传递，烟道气热在其作为损失排放到大气中之前减少，并且作为有用的热负荷被间接传递到燃烧氧，从而导致燃料气体消耗减少。替代地或另外地，热交换装置设备可包括单个设备热交换器，例如“板和框”型热交换器、或管状热交换器、或它们的组合，并且具有或不具有应用于这种板或管的翅片。这种“板和框”型热交换器的一个示例是换热式静态热交换器设备，由此热通过由矩形、翅片通道制成的表面传递。这些通道彼此并排地竖直堆叠以形成行，然后在彼此顶部上的各个水平行形成单个模块。这些模块被堆叠在彼此的顶部上以产生多通路布置。在大多数应用中，烟道气在通道上方垂直向下向外通过，而含氧供应以交叉逆流流入通道中以及通道内部。这种“板和框”型热交换器的一个示例是可商购的铸铁“DEKA”热交换器。替代地或另外地，热交换装置设备可以是再生型的。后一种热交换装置设备的示例是可商购的热交换器，该热交换器包括连接到具有热传递板的转子的轴。

在本发明中，替代地或另外地，与燃料气体接触的含氧流可通过含氧流与来自对流段的烟道气之间的直接热交换来预热，这通过在引入辐射段(中的燃烧器)之前在裂化炉外部混合这些气体来实现。对流段烟道气与含氧流之间的上述间接和直接热交换在技术上都是可行的，并且选择性选择可取决于炉设计几何形状、可用规划空间(plot space)和公用设施连接位置，其可在详细设计期间优化。

此外，在本发明中，在与燃料气体接触之前，可以将可能已经被预热的含氧流与具有不同温度的另一含氧流混合。该其它含氧流可具有更高的温度，诸如来自用于发电的燃气涡轮的废气流，该流仍可含有约15体积％的氧，如上文进一步所述。在后一种情况下，存在直接热交换以提高与燃料气体接触的含氧流的温度的问题。替代地，该另一含氧流可具有较低温度，从而降低待与燃料气体接触的组合含氧流的温度。这种具有较低温度的其它含氧流优选地是含有大于21体积％的量的氧的富氧流。

此外，在本发明中，预热的含氧流然后在辐射段的燃烧器中与燃料气体接触。该燃料气体可包括氢气和甲烷，特别是源自来自裂化炉的辐射段的含有烯烃的流出物的氢气和甲烷。此外，氢气可以用作唯一的燃料气体。例如，该燃料气体可包括至多99.9体积％的氢气。在后一种情况下，燃料气体可包括源自上述含有烯烃的流出物的氢气和/或在别处产生的氢气。

在氢气作为燃料气体的情况下，不涉及直接意义上的碳基燃料气体组分，使得不能实现减少从这种碳基燃料气体组分形成二氧化碳。然而，有利地，本发明确实导致降低这种氢燃料的需求，该氢燃料将来源于通过可再生电力电解(所谓的“绿色”氢)或蒸汽甲烷重整与碳捕获和使用(CCU)或碳捕获和封存(CCS)组合(所谓的“蓝色”氢)的相对昂贵的按目的产生，或在裂化炉外部生产的其它形式的氢，该氢的生产可能涉及二氧化碳的形成并且该氢可能相对昂贵。因此，特别地，在其中燃料气体包括不是源自裂化炉流出物而是源自另一来源的氢气的情况下，降低的燃料气体消耗有利地导致可能需要更少的这种氢气，从而可能需要更少的外部氢气生产，该生产也可能涉及二氧化碳的形成和/或可能需要使用可能有限可用(并且因此相对昂贵)的可再生、非化石能源资源。

根据本发明，在裂化炉外部预热含有烃的进料流的另一个优点是，炉外部的热交换器比炉本身内部的对流段库更容易清洁。另外，在炉外部，热交换器可并联放置，这允许一些结垢发生，因为热交换器中的一个热交换器可停止使用以进行清洁。对流段库在炉本身内的这种平行放置通常是不可能的或复杂的。因此，关于裂化器的对流段中的预热，需要严格考虑与烃进料相关的结垢风险。在本发明中，该风险较不重要。

本发明的另一个优点是，与常规裂化炉相比，本发明允许裂化炉设计通常可应用于范围从乙烷到重质液体进料的烃原料的更宽变化范围，常规裂化炉的设计可以是特定于乙烷、丙烷、丁烷、混合LPG、石脑油、冷凝物或重质液体进料的进料。如在本发明中，通过将含有烃的进料流的预热(其还可以包括汽化)置于裂化炉外部，该炉可以以更通用的方式设计以适应不同类型的烃原料。

进料到本发明生产烯烃的方法的流是含有烃的流。该进料流含有饱和烃。另外，其可以含有不饱和烃。此外，在对该进料流进行本发明方法之前，其可以是气体形式或可以是液体形式。特别地，该进料流可以包括乙烷、丙烷、丁烷、液化石油气(LPG)、石脑油、氢化蜡和再循环废塑料油中的一者或多者。

可以任何已知的方式进行裂化。裂化在优选地在650℃至1000℃、更优选地700℃至900℃、最优选地750℃至850℃范围内的升高的温度下进行。蒸汽通常被添加到裂化区(此也被称为“蒸汽裂化”)，从而充当稀释剂以降低烃分压，并由此提高烯烃产率。蒸汽还减少了含碳材料或焦炭在裂化区中的形成和沉积。裂化在不存在氧的情况下发生。在裂化条件下的停留时间非常短，合适地为0.05秒至0.8秒，更合适地为0.10秒至0.6秒。

从裂化器获得裂化器流出物，该裂化器流出物可包含芳烃(如在裂化过程中生产的)，该芳烃可包括苯、甲苯和二甲苯中的一者或多者，并且其包含烯烃(该烯烃可包括乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯中的一者或多者)，以及氢气、水和二氧化碳。所获得的具体产物取决于进料的组成、烃与蒸汽的比率、裂化温度和炉内停留时间。然后使来自裂化器的裂化产物通过包括一个或多个间接热交换器的系统，该系统通常称为TLE(“传递管线交换器”)。如果TLE包括多个换热器，则它们可并联和/或串联布置。此外，如果使用多个TLE，它们可并联和/或串联布置、优选地串联布置。通过该TLE，裂化产物的温度降低。以这种方式，工艺气体的组合物可以被快速冻结。TLE优选地通过将TLE或最终TLE出口处的温度降低至150℃至700℃范围内的温度来冷却裂化产物。

在本发明中，在裂化炉出口下游的TLE中的裂化器工艺流出物的上述冷却可以使用串联布置的两个或更多个TLE以两个或更多个阶段进行。

在其中使用串联布置的两个或更多个TLE的一个优选实施方案中，在第一阶段中，加压蒸汽由水通过与第一TLE中的裂化器流出物间接交换而产生，该水也可称为如上所述的“锅炉给水”(BFW)或“公用设施水”。与其中仅使用1个TLE来冷却流出物的情况相比，在上述情况下，第一TLE将流出物温度降低至更高的温度，该更高的温度可以为至少220℃或至少260℃并且可以为至多700℃或至多650℃。然后在下一阶段中，将来自第一TLE的裂化器流出物的至少一部分送至串联布置的下一TLE，其中通过与来自第一TLE的该流出物间接热交换，将含有烃的进料流的至少一部分预热，即在根据本发明的裂化炉外部预热。这有利地导致裂化炉中燃料气体消耗的进一步降低。

任选地，在其中使用串联布置的两个或更多个TLE的另一个实施方案中，在第一TLE中，预热含有烃的进料流的至少一部分，并且在下一个TLE中，从水(即从公用设施或锅炉给水)产生加压蒸汽，也就是说以与上述优选实施方案相反的顺序。在该任选实施方案中，在第二TLE中产生的蒸汽可以是饱和或不饱和蒸汽。

WO2018229267和US4479869描述了二级TLE在常规蒸汽裂化器中的使用。

任选地，在本发明中，除了在裂化炉外部预热包含烃的进料流之外，也可以在如上所述由其产生加压蒸汽之前在裂化炉外部预热上述公用设施水。这种公用设施水的预热可以通过与一个或多个上述用于预热含有烃的进料流的热源(这种热源包括“VHP”、“HP”、“MP”和“LP”蒸汽)的间接热交换来进行。然后可将预热的公用设施水送至裂化炉的对流段中的库，在该库(通常称为“节热器”库)中发生与源自辐射段的烟道气的间接热交换。有利地，由于进料至该“节热器”库的水已经被预热，所以在对流段中从烟道气提取更少的热，导致更多的热进一步可用于预热燃烧空气并且进一步降低燃料气体消耗。

然后可将由上述“节热器”库产生的进一步加热的水送至裂化炉外部的蒸汽鼓，然后送至TLE，其中发生与来自裂化炉的辐射段的工艺流出物的间接热交换。然后可将所得蒸汽送至裂化炉的对流段中的另一库，该库位于上述“节热器”库下方，在该另一库(通常称为“蒸汽过热”或“SSH”库)中，发生与源自辐射段的烟道气的间接热交换，这可产生其中基本上所有的水均为气体形式的过热蒸汽。后一种过热蒸汽适合作为蒸汽涡轮的原料。

任选地，在本发明中，燃料气体可以在引入辐射段中的燃烧器之前并且在与其中预热的含氧流接触之前被预热。这种燃料气体预热可以通过在裂化炉外部在来自对流段的烟道气与燃料气体之间的间接热交换来实现，或者通过在裂化炉内部在对流段中的烟道气与燃料气体之间的间接热交换来实现。

通过以下实施例进一步说明本发明。

实施例

1.定义和程序

在下表1中，进一步描述了在参考实施例(不是根据本发明)和实施例A(根据本发明)中使用的许多首字母缩略词、缩写和术语。

表1

在下面的部分2中，描述了参考实施例。在下面的部分3中，描述实施例A并与参考实施例进行比较。所有该实施例涉及一种在蒸汽裂化炉中通过烃的热解裂化从含有饱和烃的进料流生产烯烃的方法。

在这些实施例中，可以使用可商购的KTI/Technip Energies EFPS(含有用于反应动力的嵌入式的乙烯炉程序集)计算由进料至蒸汽裂化炉的燃料气体提供的总负荷，该蒸汽裂化炉包括用于从上述进料流热解裂化烃的对流段和辐射段，该KTI/Technip Energies EFPS是全球接受的蒸汽裂化炉建模和设计软件工具。在这些计算中，许多裂化炉参数保持恒定，包括(但不限于)：(i)上述热解裂化所需的辐射段的负荷；(ii)稀释蒸汽与辐射段中的进料(即烃)的比率；(iii)相同的空气进料速率和相同的烃进料速率；(iv)在对流段的烟囱中的(排出)烟道气的相同温度。

2.参考实施例

在参考实施例(不是根据本发明)中，如图1中所示的设置应用于在蒸汽裂化炉中通过烃的热解裂化从含有饱和烃的进料流生产烯烃的方法中，如下文和表2至表3中进一步描述。

图1示出了包括对流段2和辐射段3的蒸汽裂化炉1，其中对流段2包括八个库4至11。

将含有饱和烃的进料流12a(该流具有10bara的压力和66℃的温度)送至UFPH库4，在其中进料流12a通过与源自辐射段3的烟道气的间接热交换被加热，该烟道气具有140℃的入口温度和100℃的出口温度。在本文中，“入口”意指UFPH库4的入口，并且“出口”意指UFPH库4的出口。

离开UFPH库4的流12b被部分地汽化并且与过热稀释蒸汽的第1部分混合(在图1中未示出)，该稀释蒸汽被供应到DSSH库9中(来自在炉子组界限之外的上游稀释蒸汽发生器(在图1中未示出)并且通过与具有955℃的入口温度和860℃的出口温度的烟道气的间接热交换而被过热，并且该稀释蒸汽具有约5barg至6barg的压力和约700℃的温度，并且被送至LFPH库6中，在其中流12b通过与具有360℃的入口温度和250℃的出口温度的烟道气的间接热交换而被进一步加热。离开LFPH库6的流12c被完全汽化并且具有300℃的温度。

流12c然后与来自DSSH库9的过热稀释蒸汽的第2部分混合，并且被送至MPH(或HTC-1)库7，在其中流12c通过与具有630℃的入口温度和360℃的出口温度的烟道气的间接热交换被进一步加热。离开MPH库7的流12d然后被送至HTC-2库10，在其中流12d通过与具有1025℃的入口温度和955℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。离开HTC-2库10的流12e然后被送至HTC-3库11，在其中流12e通过与具有1165℃的入口温度和1025℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。

离开HTC-3库11的流12f具有600℃的温度并且被送至包括多个燃烧器(图1中未示出)的辐射段3，其中空气(经由流13进料)与包含甲烷和氢气的燃料气体(经由流14进料)接触，并且燃料气体燃烧导致上述烟道气释放到辐射段3中。经由流13进料至该燃烧器的空气具有27℃的温度。离开辐射段3并进入对流段2的烟道气的温度为1165℃。在辐射段3中，流12f被进一步加热到810℃的温度。在该温度下，来自流12f的饱和烃被热解裂化并生产烯烃。经由流12g离开辐射段3且温度为约810℃的含有烯烃的流出物在TLE 15中通过间接热交换快速冷却，如下文进一步描述。具有450℃至500℃的温度的流12h中的冷却流出物然后被送至后处理段(图1中未示出)，在其中从流出物中分离出几种产物。

此外，将具有135bara的压力和117℃的温度的BFW(公用设施水)经由流16a送至ECO库5，其中通过与具有250℃的入口温度和140℃的出口温度的烟道气间接热交换来加热和蒸发该BFW。离开ECO库5并且具有197℃的温度的流16b然后被送至蒸汽鼓(图1中未示出)并且来自该蒸汽鼓的蒸汽然后被送至TLE 15(蒸汽鼓通过热虹吸热耦合到TLE)，在其中流16b通过与流12g中的上述流出物间接热交换被进一步加热，从而产生包含具有115bara的压力和327℃的温度的过热蒸汽的流16c。

流16c然后被送至HPSS库8，在其中流16c通过与具有860℃的入口温度和630℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。离开HPSS库8的流16d中具有525℃的温度的过热蒸汽然后用作蒸汽涡轮17的进料。在蒸汽涡轮17中，蒸汽在不同阶段(如图1中的17a、17b、17c和17d所表示)中膨胀，其中分别产生HP蒸汽(40bara；350℃，MP蒸汽(19bara；260℃)，LP蒸汽(7bara；170℃)和低于大气压的蒸汽(0.08bara；41℃)。通过这种蒸汽膨胀，产生功率18以驱动上述后处理段中的压缩机。

来自HP阶段17a的HP蒸汽被完全送至MP阶段17b，并且来自MP阶段17b的MP蒸汽被完全送至LP阶段17c。来自LP阶段17c的LP蒸汽被分流，并且流16e中的一部分从蒸汽涡轮17被提取并且另一部分被送至最终阶段17d，上述低于大气压的蒸汽从最终阶段17d被提取到流16f中，流16f被送至蒸汽涡轮排气冷凝器19。在冷凝器19中，流16f被冷却和冷凝，产生含有冷凝水且具有0.1bara的压力和52℃的温度的流16g。具有34℃的环境温度的冷却水经由流19a提供给冷凝器19，并且温热的冷却水经由流19b从其中移除，流19b可能必须被排放到环境中。

将流16e和流16g合并，并从中移除空气(图1中未示出)，并将具有5bara的压力和115℃的温度的所得水流加压至135bara的压力，并作为BFW(公用设施水)在具有117℃的温度的流16a中送至裂化炉1的对流段2，如上所述。

3.实施例A

在实施例A(根据本发明)中，遵循参考实施例的程序，除了应用如图2所示的设置，如下文和表2中进一步所述，其中实施例A与参考实施例之间的差异如下。

具有27℃的温度的空气流13a被送至APH-1库4，其中空气流13a通过与源自辐射段3的烟道气的间接热交换被预热，该烟道气具有210℃的入口温度和100℃的出口温度。

离开APH-1库4并且具有约150℃的温度的空气流13b被送至APH-2库6，在其中空气流13b通过与具有305℃的入口温度和270℃的出口温度的烟道气的间接热交换被进一步加热。离开APH-2库6并且具有200℃的温度的流13c被进料到如包括在辐射段3中的燃烧器。

将含有饱和烃的预热的进料流12a(该流具有10bara的压力和66℃的温度)被送至常规TEMA热交换器中的“进料加热”，在其中流12a被预热至192℃，然后被送至UFPH库5，在其中流12a通过与具有270℃的入口温度和210℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。

离开UFPH库5的流12b被部分汽化，并与在DSSH库9中产生的过热稀释蒸汽(来自给水流并通过与具有915℃的入口温度和800℃的出口温度的烟道气的间接热交换)的第1部分混合，并且该稀释蒸汽具有5Bara至6Bara的压力和700℃的温度，并被送至MPH(或HTC-1)库7，在其中该稀释蒸汽通过与具有500℃的入口温度和300℃的出口温度的烟道气的间接热交换被进一步加热。离开MPH库7的流12c被完全汽化并且具有约410℃的温度。

流12c然后与来自DSSH库9的过热稀释蒸汽的第2部分混合，并且被送至HTC-2库10，在其中流12c通过与具有1000℃的入口温度和915℃的出口温度的烟道气的间接热交换被进一步加热。离开HTC-2库10的流12d然后被送至HTC-3库11，在其中流12d通过与具有1160℃的入口温度和1000℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。

离开HTC-3库11的流12e具有625℃的温度并且被送至辐射段3。离开辐射段3并进入对流段2的烟道气的温度为1160℃。在辐射段3中，流12e被进一步加热到810℃的温度。流12f中含有烯烃的流出物具有约803℃的温度并且在TLE 15中通过间接热交换被快速冷却，如下文进一步描述。具有约450℃至500℃的温度的流12g中的冷却的流出物然后被送至后处理段。

此外，具有135bara的压力和250℃的温度的预热的BFW(公用设施水)经由流16a被送至蒸汽鼓，然后来自该蒸汽鼓的饱和BFW被送至TLE 15，在其中该BFW通过与流12f中的上述流出物间接热交换被进一步加热，从而产生包含具有约115bara的压力和327℃的温度的过热蒸汽的流16b。

流16b然后被送至HPSS库8，在其中流16b通过与具有800℃的入口温度和500℃的出口温度的烟道气间接热交换被进一步加热。然后离开HPSS库8的流16c中具有525℃温度的过热蒸汽用作蒸汽涡轮17的进料。

来自(蒸汽涡轮17的)HP阶段17a的HP蒸汽被分流，并且流16d1中的一部分被从蒸汽涡轮17提取并且流16d2中的另一部分被送至MP阶段17b。来自MP阶段17b的MP蒸汽也被分流，并且流16e1中的一部分从蒸汽涡轮17被提取，并且流16e2中的另一部分被送至LP阶段17c。流16e1被进一步分成流16e1a和流16e1b。此外，流16f被进一步分成流16f1和流16f2。来自LP阶段17c的LP蒸汽也被分流，并且流16f中的一部分从蒸汽涡轮17被提取并且另一部分被送至最终阶段17d，低于大气压的蒸汽从最终阶段17d被提取到流16g中，流16g被送至蒸汽涡轮排气冷凝器19。在冷凝器19中，流16g被冷却并冷凝，产生含有冷凝水且具有0.1bara的压力和52℃的温度的流16h。

将流16f1和流16h合并并从中移除空气，将具有5bara的压力和115℃的温度的所得水流加压至135bara的压力，并作为BFW(公用设施水)在具有117℃的温度的流16i中被送至第1热交换器20，在其中该流通过与来自流16e1a的MP蒸汽间接热交换被预热，从而产生具有205℃的温度的BFW流16j。BFW流16j然后被送至第2热交换器21，其中BFW流16j通过与来自流16d1的HP蒸汽间接热交换被进一步加热，产生具有250℃温度的BFW流16a，BFW流16a被送至TLE 15，如上所述。裂化炉外部的换热器20-23可以是常规的TEMA(管式换热器制造商协会)分类的换热器，或者可替换的非管式技术，例如板和框型。

含有饱和烃的进料流12'(该流具有10bara的压力和66℃的温度)被送至第1热交换器22，在其中进料流12'通过与来自流16f2的LP蒸汽间接热交换被预热，从而产生具有156℃的温度的流12"。流12"然后被送至第2热交换器23，在其中流12"通过与来自流16e1b的MP蒸汽的间接热交换被进一步加热，从而产生具有192℃温度的流12a，流12a被送至裂化炉1的对流段2，如上所述。

由流16d1、流16e1a、流16e1b和流16f2产生的热交换流与流16f1和流16h组合，然后从其中移除空气(现在示于图2中)。

在下表2中，在节能方面比较实施例A和参考实施例。

表2-参考实施例和实施例A

在比较上表2中的参考实施例与实施例A之间的蒸汽裂化炉总的所需燃料气体负荷时，可以看出在实施例A中，其中根据本发明(i)烃进料流在裂化炉外部(具体地，在图2中的换热器22和换热器23中)，即在进入裂化炉的对流段之前被预热，和(ii)空气进料流在进入裂化炉的辐射段中的燃烧器之前被预热(特别地，在图2中的APH-1库4和APH-2库6中)，令人惊讶地和有利地，与参考实施例相比，在实施例A中从进料中相同量的相同饱和烃产生相同量的相同化学品(包括烯烃)所需的总燃料气体负荷降低。因此，与参考实施例相比，实施例A中所需的燃料气体的量同样降低至相同程度。

此外，有利地，上述比较已经显示，除了上述在裂化炉外部预热烃进料流和预热空气进料流之外，还在从其产生加压蒸汽(具体地，在图2中的TLE 15中)之前在裂化炉外部预热公用设施水(特别地，在图2中的换热器20和换热器21中预热BFW)，甚至进一步将上述总的所需燃料气体负荷和相应的所需燃料气体量降低16.2％的总降低百分比(参见上表2)。

更进一步地，有利地，上述比较已经显示，不仅通过本发明降低了总的所需燃料气体负荷，由此降低了所需燃料气体的量并且还降低了排放到大气中的二氧化碳的量，例如在这种燃料气体包括甲烷的情况下，而且同时还降低了通过冷却来自耦合到蒸汽裂化炉的蒸汽涡轮的排气流(具体地，图2中的流16g)中的低于大气压的蒸汽而产生的温热的冷却水(特别地，图2中的流19b中)的量，其中来自蒸汽裂化炉的加压蒸汽(公用设施水)用于通过该蒸汽的膨胀来提供功率，使得可能必须在冷却塔中冷却的温热的冷却水的量同样降低，因为膨胀蒸汽的一部分从蒸汽涡轮提取以便为裂化炉外部的烃进料流和公用设施水的上述预热提供热源。温热的冷却水(特别地，在图2中的流19b中)的量的降低是显著的，如由来自蒸汽涡轮的排气流中的冷凝水的流速的33.3％降低所指示的(参见以上表2)。实际上，也如上表2中所示，与参考实施例相比，实施例A中递送较少的功率，因为在实施例A中，相对大部分的蒸汽不用于提供涡轮轴功率，而是用于预热炉烃进料和公用设施水。然而，由蒸汽涡轮提供的这种功率损失令人惊讶且有利地仅相对小(即，小14.8％；参见上表2)。此外，这种相对小的功率损失可以容易地通过还使用电驱动马达(所谓的“电动马达”)来补偿，其中除了上述蒸汽涡轮之外，电功率可以由可再生的非化石能源资源来提供。

Claims (8)

1.一种用于在裂化炉中通过烃的热解裂化从含有所述烃的进料流生产烯烃的方法，所述方法包括：

在所述裂化炉外部预热所述进料流；

将所述预热的进料流进料至所述裂化炉的对流段中的管；

在所述对流段中进一步预热所述进料流；

将所述进一步预热的进料流进料至所述裂化炉的辐射段中的管；

预热含氧流；

使所述预热的含氧流与燃料气体在所述辐射段中的燃烧器中接触；以及

在所述辐射段中热解裂化所述进料流，从而产生含有烯烃的流出物。

2.根据权利要求1所述的方法，其中将所述含有烃的进料流在所述裂化炉外部预热至至少75℃、优选地至少150℃且至多550℃、优选地至多450℃的温度。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中使用以下热源中的一种或多种热源通过所述进料流与一种或多种这样的热源之间的间接热交换在所述裂化炉外部预热所述含有烃的进料流：(i)具有大于70bara至130bara的压力的极高压蒸汽；(ii)具有大于30bara至70bara的压力的高压蒸汽；(iii)具有大于10bara至30bara的压力的中压蒸汽；(iv)具有大于大气压至10bara的压力的低压蒸汽；和(v)具有大于50℃至100℃的温度的另一热源。

4.根据权利要求1或2所述的方法，其中来自所述辐射段的所述含有烯烃的流出物用于通过在第一传递管线交换器中在来自所述辐射段的所述流出物与公用设施水之间的间接热交换提供加压蒸汽，并且来自所述第一传递管线交换器的所述裂化器流出物的至少一部分被送至串联布置的下一传递管线交换器，其中所述含有烃的进料流的至少一部分通过与来自所述第一传递管线交换器的所述流出物的间接热交换被预热，并且其中传递管线交换器是包括一个或多个间接热交换器的系统。

5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，所述方法进一步包括：

在所述裂化炉外部预热公用设施水；以及

通过与来自所述辐射段的流出物间接热交换，从所述预热的公用设施水产生加压蒸汽。

6.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中将所述含氧流预热至至少70℃、优选地至少100℃并且至多550℃、优选地至多400℃的温度。

7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中所述含氧流在所述裂化炉内部通过所述含氧流与所述对流段中的烟道气之间的间接热交换来预热。

8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中在所述裂化炉外部预热所述进料流之前，不在所述裂化炉的所述对流段中预热所述含有烃的进料流。