CN1957066A - 含有非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料的蒸汽裂解 - Google Patents

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Abstract

一种裂解含非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料的方法，其中将重烃原料加入到被污染的轻烃原料中，以形成被污染的烃原料共混物，然后所述共混物在闪蒸/分离容器中通过闪蒸分离为气相和液相，分离并裂解所述气相，并回收裂解产品。所述重烃原料允许闪蒸/分离容器在其操作温度范围内在较高的温度下操作。

Description

含有非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料的蒸汽裂解
技术领域
本发明涉及含有相对非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料的蒸汽裂解。
背景技术
蒸汽裂解，也称为高温裂解，早已用于使各种烃原料裂解为烯烃，优选裂解为轻烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂解应用高温裂解炉进行，所述裂解炉有两个主区段即对流段和辐射段。烃原料通常以液体形式(除了轻质低分子量原料以蒸气形式进入外)进入炉子的对流段，在其中其通常通过与来自辐射段的热废气间接接触或者较小程度地与蒸汽直接接触而被加热和气化。然后蒸发的原料和蒸汽混合物进入辐射段，在其中进行裂解。所得到的含烯烃的产品离开高温裂解炉进行包含急冷在内的进一步的下游处理。
高温裂解包括将原料充分加热以使较大分子的烃发生热分解。但是，高温裂解过程产生的一些分子倾向于组合形成已知为焦油的高分子量物质。焦油是一种高沸点、粘稠、反应性物质，其在一定条件下会使设备结垢。概括地讲，含有较高沸点物质的原料倾向于产生更大量的焦油。
通过使流出高温裂解单元的流出物的温度迅速降低至焦油形成反应速度大幅度降低的程度，可以使高温裂解流出物离开蒸汽裂解炉后的焦油形成最小化。这种可以在一个或多个步骤中实现并且应用一种或多种方法的冷却被称为急冷。
常规的蒸汽裂解系统对于裂解高质量的原料来说是有效的，其中所述的高质量原料含大部分轻质挥发性烃如瓦斯油和石脑油。但是，蒸汽裂解在经济上有时利于裂解成本较低的重质原料，如非限定例子原油和常压渣油。原油和常压渣油中经常含有高分子量的非挥发性组分，其沸点超过590℃(1100)，或者被称作沥青质、沥青或残油。原料中的这些非挥发性组分将作为焦炭在常规高温裂解炉的对流段中沉积。在其中较轻组分完全气化点下游的对流段中，只能容忍非常少量的非挥发性组分。
在大多数石脑油和瓦斯油的工业裂解炉中，裂解炉流出物的冷却通常应用转油线换热器、初馏塔和水急冷塔或间接冷凝器的系统来实现。转油线换热器中产生的蒸汽可用来驱动大的蒸汽透平，这些蒸汽透平为乙烯生产装置中别处应用的主要压缩机提供能量。
为了应对结焦问题，US 3,617,493公开了应用用于原油原料的外部蒸发罐，并公开了应用第一闪蒸作为气相脱除石脑油，并用第二闪蒸脱除沸点为450-1100(230-590℃)的蒸气，所述专利在这里作为参考引用。气相在高温裂解炉中裂解为烯烃，而对由两个闪蒸罐分离出的液体进行脱除、用蒸汽气提并用作燃料。
US 3,718,709公开了一种使焦炭沉积最小化的方法，该专利在这里作为参考引用。其描述了在高温裂解炉内部或外部预热重质原料，从而用过热蒸汽使重质原料的约50％蒸发，并脱除所残留的分离液体。随后主要含轻质挥发烃的蒸发烃进行裂解。
US 5,190,634公开了一种当在对流段中存在有少的临界量氢的情况下通过预热原料而在炉子中抑制焦炭形成的方法，所述专利在这里作为参考引用。对流段中氢的存在抑制了烃的聚合反应，从而抑制了焦炭的形成。
US 5,580,443公开了一种方法，其中原料首先在高温裂解炉的对流段中预热，然后从预热器中抽出，所述专利在这里作为参考引用。然后该预热原料与预定量的蒸汽(稀释蒸汽)混合，再送入气液分离器以作为液体从分离器分离并脱除要求比例的非挥发物。来自气液分离器的分离蒸气返回高温裂解炉用于加热和裂解。
2002年7月3日申请的申请序号为10/188,461的美国专利申请描述了一种裂解重烃原料的方法，其中所述重烃原料与流体如烃或水混合形成一股混合物流，该混合物流闪蒸形成气相和液相，随后使所述气相裂解以提供烯烃，所述专利在这里作为参考引用。与原料混合的流体的量依据所选的过程操作参数而变，所述操作参数包括混合物流闪蒸前混合物流温度、闪蒸压力、混合物流流量和/或炉子烟道废气中的过量氧。
在某些情况下，理想的烃原料如石脑油或冷凝物被非挥发性组分和/或焦炭前体所污染。这种污染可能通过在输送或贮存设备中与粗或重烃残余物接触而发生。为了脱除污染物而再次处理这些原料将是低效和昂贵的，但是这些污染会造成任一上述过程中的结焦。
现已令人惊奇地发现：向被污染的轻烃原料中加入重烃原料可以减少或几乎消除闪蒸/分离容器上游焦炭的形成，和/或增加可用于裂解的被污染的轻烃原料物流的百分数。
发明内容
本发明涉及一种裂解含非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料的方法。所述方法包括：(a)将重烃原料加入被污染的轻烃原料中，以形成被污染的烃原料共混物；(b)加热所述被污染的烃原料共混物；(c)将所述被污染的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；(d)将所述被污染的烃原料共混物分离为气相和液相，所述液相富含非挥发性组分和/或焦炭前体，和所述气相不含非挥发性组分和焦炭前体；(e)从闪蒸/分离容器中脱除所述气相；和(f)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，以产生含烯烃的流出物，其中所述高温裂解炉包括辐射段和对流段。在裂解气相之前，在任何一个步骤或多个步骤中都可以加入蒸汽，其中所述蒸汽可以任选包含酸性工艺蒸汽或处理的工艺蒸汽，并且所述蒸汽可以任选被过热。
与应用仅包含所述含有非挥发性组分和/或焦炭前体的被污染的轻烃原料相比，重烃原料的加入降低了所述闪蒸/分离容器内及其上游的结焦率，和/或增加了气相中可用于裂解的轻烃的百分数。重烃原料的加入通常会使被污染的烃原料共混物的T98比被污染的轻烃原料的T98增加至少约28℃(约50)，例如增加至少约56℃(约100)。优选地，重烃原料的加入还使被污染的烃原料共混物的T95比被污染的轻烃原料的T95增加至少约14℃(约25)，例如增加至少约28℃(约50)。
重烃原料通常占被污染的烃原料共混物的约2-75wt％，例如占被污染的烃原料共混物的约5-60wt％，如占被污染的烃原料共混物的约10-50wt％。
在任选与第一稀释蒸汽物流混合前，含有非挥发性组分和/或焦炭前体的被污染的烃原料共混物优选在高温裂解炉的第一对流段管组中通过与烟道废气间接接触而被加热，例如加热至约150-340℃(约300-650)。除第一稀释蒸汽物流外，被污染的烃原料共混物也可以与流体如烃或水混合。优选的流体为水。
在被闪蒸前，被污染的烃原料共混物可以在高温裂解炉的第二对流段管组中通过与烟道废气间接接触而进一步被加热。在步骤(c)中，被污染的烃原料共混物的温度优选为约205-560℃(约400-1040)。在步骤(d)中，分离压力优选为约275-1380kPa(约40-200psia)。闪蒸后，通常有约50-98％的被污染烃原料共混物处于气相中。另外，可以向闪蒸/分离容器顶部和/或闪蒸/分离容器下游的气相中加入蒸汽。
如果需要，在(f)步前，气相可以送至附加分离步骤以脱除痕量液体。进入高温裂解炉辐射段的气相温度优选为约425-705℃(约800-1300)，该温度可以任选通过对流段管组中附加的加热过程来实现，所述加热优选在离炉子辐射段最近的管组中进行。
附图说明
图1描述了采用高温裂解炉的本发明整体工艺和设备的示意流程图。
具体实施方式
如果不另外说明，所有百分数、份数、比率等均以重量为基准。如果不另外说明，所给出的化合物或组分包含化合物或组分本身以及与其它化合物或组分的组合，如化合物的混合物等。
另外，当作为上限优选值和下限优选值给出量、浓度或其它值或参数时，应理解为具体公开了由任意一组上限优选值和下限优选值所形成的所有范围，而不管该范围是否单独公开。
正如这里所应用的，非挥发性组分是指按ASTM D-6352-98或D-2887测定的名义沸点高于590℃(1100)的烃物流馏分。利用名义沸点高于760℃(1400)的非挥发性组分，本发明的效果非常好。烃物流的沸点分布按ASTM D-6352-98或D-2887中描述的方法，通过气相色谱精馏(GCD)来测定，并通过外推而延伸至沸点高于700℃(1292)的物质。非挥发性组分可能包含焦炭前体，其是中度重质物质和/或反应性分子如多环芳族化合物，可以从气相中冷凝出来，然后在本发明方法所经历的操作条件下形成焦炭。这里用T50来表示由上述沸点分布所确定的50wt％特定样品达到其沸点时的温度。同样，T95或T98指95wt％或98wt％特定样品达到其沸点时的温度。名义终沸点是指当99.5wt％特定样品达到其沸点时的温度。
在本发明中应用的轻烃原料通常包括如下的一种或多种：瓦斯油、加热用油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂解石脑油、催化裂解石脑油、加氢裂解油、重整油、残油液重整油、费-托合成液、费-托合成气、天然汽油、精馏物、直馏石脑油、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物和重瓦斯油；并且其进一步包含非挥发性组分和/或焦炭前体。
本发明所应用的重烃原料通常包括如下的一种或多种：蒸汽裂解瓦斯油和渣油、原油、常压管式炉底部产物、包括其底部产物的真空管式炉物流、来自炼厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、低硫蜡状渣油、常压渣油和重渣油。一种优选的重烃原料是经济上有利的、经过最少处理的包含非挥发性烃和/或焦炭前体的重烃物流。用于本发明的另一种优选重烃原料是常压管式炉底部物流。
重烃原料优选比轻烃原料具有更高的T50沸点，但是也可以具有低于、等于或高于轻烃原料名义终沸点的名义终沸点。同样，重烃原料的初沸点可以低于、等于或高于轻烃原料的初沸点，但是通常高至少约56℃(约100)，更典型地高至少约280℃(约500)，并且通常高约390℃(约700)。
优选地，重烃原料的加入将会使被污染烃原料共混物的T98沸点比轻烃原料的T98沸点高至少约28℃(约50)，例如高至少约56℃(约100)，作为进一步的例子，高至少约111℃(约200)，并且另一个例子高至少约167℃(约300)。优选地，重烃原料的加入将会使被污染烃原料共混物的T95沸点比轻烃原料的T95沸点高至少约14℃(约25)，例如高至少约28℃(约50)，例如高至少约56℃(约100)，作为进一步的例子，高至少约111℃(约200)，并且另一个例子高至少约167℃(约300)。
应用计算机软件如Simulation Sciences Inc.的PROVISIONTM的气液平衡模型，可用于确定对于给定被污染轻烃原料所应用的给定重烃原料的最优量。
本发明涉及一种加热和蒸汽热裂解含非挥发性烃的轻烃原料的方法。所述方法包括将重烃原料与被污染的轻烃原料混合以形成被污染的烃原料共混物，加热所述被污染的烃原料共混物，闪蒸所述被污染的烃原料共混物以形成气相和液相，将所述气相进料至高温裂解炉的辐射段，和产生含烯烃的流出物。
在不同点加入蒸汽在别处已经公开，并且为了简化的目的，在此不分别详细描述。还需注意的是所加入的任何蒸汽均可能包含酸性工艺蒸汽或经处理的工艺蒸汽，而且不管其是否是酸性蒸汽，所加入的任何蒸汽都可以被过热。当所述蒸汽包含酸性蒸汽时，过热是优选的。由于蒸汽和其它流体可以在不同点加入，所以这里的描述将应用术语″被污染的烃原料共混物″来指被污染的轻烃原料和重烃原料一起通过该过程的组分，而不管在任何给定阶段还存在有多少蒸汽和其它流体。
当裂解基本上不含非挥发性组分和/或焦炭前体的轻烃原料时，原料通常在高温裂解炉的上部对流段中预热，并任选与蒸汽混合，然后在对流段中进一步预热，其中基本上所有的轻烃原料均蒸发而形成气相，该气相被进料至裂解炉的辐射段中高温裂解。但是，非挥发性组分和/或焦炭前体对轻烃原料的污染将会造成在该方法中在对流管中过量形成焦炭。这个问题在US 5,580,443中部分涉及，其公开了如下一种方法：首先使原料预热，然后从高温裂解炉对流段中的预热器中抽出，与预定量的蒸汽混合，将其加入到气液分离器中，以及作为液体从分离器中分离并脱除要求比例的非挥发物。从气液分离器中分离的气相返回高温裂解炉进行加热和裂解。
由于相对较小体积的非挥发性组分和焦炭前体可能因为不合格原料的污染或输送而存在，为了防止因此刚好在分离器上游的对流管中和分离器本身的结焦，分离器必须在温度足够低的情况下操作，以保持液体润湿的表面，使液体分数为约2-50％。该液体分数表示了原料的不充分利用，这是因为其含有可能经济地裂解以形成更多烯烃产品的轻烃。
已令人惊奇地发现除了裂解所输送的被污染的轻烃原料外，使被污染的轻烃原料与一定量的重烃原料混合是有利的。通过这一过程，可以实现多种协同效果。
已经认识到经济考虑通常利于处于气相状态并随后进行裂解的原料分率最大化。通过向被污染的轻烃原料中加入重烃原料可以实现的一个好处是与部分重烃原料一起蒸发的轻烃原料的百分比增加，同时结焦得到减少或基本被消除。假定所存在的污染物占轻烃原料的量少于约0.5％，轻烃原料蒸发体积的差异可以为至少约1％，例如至少约2％，如至少约5％。本发明的方法使得离开闪蒸/分离容器的液相中除污染物以外的轻烃损失降低至可忽略的量。另外，取决于所应用的重烃原料，一些重烃原料将会蒸发，并随后可用于裂解。
向被污染的轻烃原料中加入的重烃原料可以为所得到的污染烃原料共混物流的约2-75％，例如约5-60％，在另一个例子中其为约10-50％。向被污染的轻烃原料中加入的重烃原料的百分比将根据任意特定时间给定烃物流的经济性和可获得性进行优化。所加入的重烃原料的量理想地足以使进入闪蒸/分离容器中的总流量的至少约2％为液相馏分，并且通常为约2-50％。应注意相对于所应用的被污染的轻烃原料而言，重烃原料越轻，为了得到最佳益处，所需的重烃原料也就越多。例如，当闪蒸/分离容器在约370℃(约700)下操作时，向被污染的冷凝物中加入约20％的真空渣油将会造成闪蒸/分离容器中约2％的液相，而为了保持液相大于约2％，可能需要约40％的更轻的常压渣油。
根据可得的贮罐容量，可以在原料贮存罐中或在将被污染的烃原料共混物加入到炉子的对流段之前的任意点处向被污染的轻烃原料中加入重烃原料。重烃原料和轻烃原料优选都处于足够的温度下，以确保混合时重烃原料和共混原料的流动性。
当使重烃原料与被污染的轻烃原料混合以产生被污染的烃原料共混物后，可以采用本领域普通技术人员已知的任何方式来加热所述被污染的烃原料共混物。但是，优选的是所述加热包括被污染的烃原料共混物在炉子1的上部对流段管组2(离辐射段最远)处与来自炉子辐射段的热烟道废气间接接触。通过一个非限定性实施例，其可以通过使被污染烃原料共混物流过位于炉子1的对流段3内的换热管2的管组而实现。加热的被污染烃原料共混物的温度通常为约150-340℃(约300-650)，如约160-230℃(约325-450)，例如约170-220℃(约340-425)。
加热后的被污染烃原料共混物可以与第一稀释蒸汽混合，并且任选与流体混合，该流体可以为烃(优选为液体但也可任选为蒸气)、水、蒸汽或其混合物。优选的流体为水。流体的来源可以为低压锅炉给水。流体的温度可以低于、等于或高于加热原料的温度。在一个可能的实施方案中，流体的蒸发潜热可以用来控制进入闪蒸/分离容器的被污染烃原料共混物的温度。
可以在高温裂解炉1内部或外部实施加热后的被污染烃原料、第一稀释蒸汽和任选流体的混合，但优选在裂解炉外部进行。可以通过应用本领域内已知的任何混合设备来完成混合。例如，可以应用双喷射器组件9的第一喷射器4来实施混合。第一喷射器4可以避免或减少向加热烃原料中引入流体时由于流体突然蒸发而造成的气锤效应。
对于高挥发性原料来说，应用蒸汽和/或流体与被污染的烃原料共混物混合是任选的，其中所述高挥发性原料如在本发明方法中应用的轻烃原料。有可能的是这种原料可以以工业上已知的任何方式进行加热，例如在位于炉子1的对流段3内的换热管2中加热。在加入少量或者不加蒸汽或流体的条件下，将被污染的烃原料共混物输送至闪蒸/分离容器中。
第一稀释蒸汽17的温度可以高于、低于或约等于被污染烃原料共混物流体混合物的温度，但该温度优选约等于所述混合物的温度。在注入到第二喷射器8之前，可以使第一稀释蒸汽过热。
包含加热后的被污染烃原料共混物、流体以及离开第二喷射器8的任选的第一稀释蒸汽物流的混合物流任选在闪蒸前在高温裂解炉3的对流段内进一步加热。作为一个非限定性的实施例，可以通过使混合物流流过位于裂解炉的对流段内通常为第一对流段管组下部的换热管6的管组，从而被来自裂解炉辐射段的热烟道废气所加热而实现加热。这样加热的被污染烃原料共混物作为混合物流12的一部分离开对流段，并任选与附加蒸汽物流进一步混合。
第二稀释蒸汽物流18可以任选进一步分成闪蒸蒸汽物流19和旁通蒸汽物流21，所述闪蒸蒸汽物流19在闪蒸前与烃混合物12混合，所述旁通蒸汽物流21旁通过烃混合物的闪蒸，而且与来自闪蒸的气相混合，其中所述气相随后在炉子的下部对流段进一步加热，然后在辐射段进行裂解。本发明也可以按所有的第二稀释蒸汽18都用作闪蒸蒸汽19而没有旁通蒸汽21而操作。另外，本发明也可以按第二稀释蒸汽18直接去旁通蒸汽21而没有闪蒸蒸汽19而操作。在本发明的一个优选的实施方案中，闪蒸蒸汽物流19与旁通蒸汽物流21的比率优选为1∶20至20∶1，并且最优选为1∶2至2∶1。在该实施方案中，在闪蒸/分离容器5内闪蒸以前，闪蒸蒸汽19与烃混合物流12混合形成闪蒸物流20。第二稀释蒸汽物流在分离并与烃混合物混合之前，其优选在裂解炉对流段中的过热区16内过热。向烃混合物流12中加入闪蒸蒸汽物流19有助于在闪蒸物流20进入闪蒸/分离容器5之前，使混合物中低挥发性组分气化。
在闪蒸混合物流之前，可以向混合物流中加入任选的第二流体，其中第二流体为烃蒸气。
然后混合物流12或闪蒸物流20在闪蒸/分离容器5内闪蒸，分离成为两相：主要包含轻烃原料、重烃原料中的挥发性烃和蒸汽的气相，和包含低挥发性烃和大部分非挥发性组分和/或焦炭前体的液相。应该理解的是在这里所描述的操作条件下，气液相平衡将会使气相中存在非常少量非挥发性组分和/或焦炭前体。另外，随着闪蒸/分离容器设计的变化，少量含有非挥发性组分和/或焦炭前体的液体有可能夹带在气相中。在本发明的方法中，这些量足够小以使闪蒸/分离容器下游的清焦与裂解炉辐射段的清焦按同一时间安排进行。可以考虑气相基本不含非挥发性组分或焦炭前体，当焦炭在闪蒸/分离容器间的对流段中以足够低的速率累积时，从而不需要比辐射段清焦更频繁的清焦。
为了便于此处的描述，将应用术语“闪蒸/分离容器”来指用于将被污染的烃原料共混物分离成为气相和至少一个液相的任何容器。打算包括分馏和任何其它分离方法，例如罐、精馏塔和离心分离器，但不限于此。
混合物流12优选通过位于闪蒸/分离容器5侧面的至少一个侧壁入口而沿切向加入到所述容器内。气相优选作为顶部气相物流13而从闪蒸/分离容器脱除。气相优选进料至炉子的对流段管组23处，所述管组优选位于最接近炉子的辐射段处，在此任选加热，然后通过横跨管24进入高温裂解炉的辐射段40进行裂解。闪蒸混合物流的液相优选作为底部物流27从闪蒸/分离容器5中脱除。
优选的是在闪蒸/分离容器5内保持预定的恒定气/液比，但是该比值很难测量和控制。作为一种替换方式，进入闪蒸/分离容器5之前混合物流12的温度可以作为间接参数来测量、控制并保持闪蒸/分离容器5内大约恒定的气-液比。理想地，当混合物流的温度较高时，将有更多的挥发性烃蒸发，并作为部分气相可用于裂解。但是，当混合物流的温度太高时，包括焦炭前体的更多重质烃将会存在于气相中，并被载带至对流炉管中，最终使炉管结焦。如果混合物流12的温度太低，将会造成闪蒸/分离容器5内的气-液比较低，液相中将保留更多的挥发性烃，从而不能进行裂解。
控制混合物流的温度从而最大化地回收或蒸发原料中的挥发物，同时避免炉管内的过量结焦或在通过管道13从闪蒸/分离容器输送混合物到裂解炉1的管道和容器内的结焦。可以通过监测输送混合物到下部对流段23的管道和容器13的压降以及沿横跨管24的压降，以及通过监测下部对流段23的温升来检测结焦问题是否发生。例如，如果横跨压力和去下部对流段23的工艺入口压力由于结焦而开始迅速增加时，则应该降低闪蒸/分离容器5内的温度和混合物流12的温度。如果在下部对流段发生结焦，则去较高区段如任选的过热器16的烟道废气的温度将增加。如果存在过热器16，则通过加入更多的降温器水26可以使已经升高的烟道废气温度的选择部分抵消。
混合物流12的温度的选择也通过原料物质的组成来确定。当原料含有较高量的较轻烃时，混合物流12的温度可以设得较低。而当原料含有较高量的难挥发或非挥发性烃时，混合物流12的温度应设得较高。
混合物流12的温度通常可以设定和控制在约205-560℃(约400-1040)，例如约370-510℃(约700-950)，如约400-480℃(约750-900)，并且经常为约430-475℃(约810-890)。如上文所讨论，这些值将随原料的挥发性而改变。
确定温度时的考虑还包括希望保持为液相，以减少或消除在闪蒸/分离容器和相连管道以及闪蒸/分离容器上游的对流管上形成焦炭的可能性。通常在闪蒸后有至少约2％的总烃保持为液相。
理想的是与闪蒸蒸汽19混合且进入闪蒸/分离容器的混合物流12的温度保持恒定，以在闪蒸/分离容器5中得到恒定的气液比，并且避免温度和闪蒸气液比有明显的变化。一种可能的控制方案是应用控制系统7来自动控制两个喷射器上的流体阀14和第一稀释蒸汽阀15，以在闪蒸/分离容器5前使混合物流12保持为设定的温度。当控制系统7检测到混合物流的温度降时，其将会使流体阀14减少向第一喷射物4中注入流体。如果混合物流的温度开始升高，将使流体阀开大，以增加向第一喷射器4注入的流体。
当向第二喷射器8中注入第一稀释蒸汽物流17时，也可以应用温度控制系统7来控制第一稀释蒸汽阀15，以调节注入到第二喷射器8内的第一稀释蒸汽物流的量。这将进一步减少闪蒸罐5内温度变化的剧烈改变。当控制系统7检测到混合物流12的温度降时，其将指示第一稀释蒸汽阀15增加向第二喷射器8内注入第一稀释蒸汽物流，同时阀14关小。如果温度开始升高，第一稀释蒸汽阀将会自动地关小以减少注入到第二喷射器8内的第一稀释蒸汽物流，同时阀14将开大。
在其中流体是水的实施方案中，控制器改变水和第一稀释蒸汽的量以保持恒定的混合物流12的温度，同时保持混合物11中H2O与原料的恒定比。为了进一步避免闪蒸温度的剧烈变化，本发明还优选在裂解炉中在第二稀释蒸汽的过热段内应用中间降温器25。这将使过热器16的出口温度控制在恒定值，而不随裂解炉的负荷变化、结焦程度变化、过量氧浓度变化和其它变化而变化。通常，该降温器25使第二稀释蒸汽的温度在约425-590℃(约800-1100)，例如约455-540℃(约850-1000)，如约455-510℃(约850-950)。降温器可以为控制阀和水雾化器喷头。部分预热后，第二稀释蒸汽流出对流段，并且可以加入细雾状降温器水26，以迅速蒸发并降低温度。然后优选在对流段进一步加热蒸汽。加入到过热器中的水量可以控制与混合物流12混合的蒸汽的温度。
除了保持进入闪蒸/分离容器的混合物流12的温度恒定外，通常也希望使闪蒸物流20的烃分压保持恒定，从而使闪蒸/分离容器内的气液比保持恒定。在实施例中，通过应用气相管线13上的控制阀36保持恒定的闪蒸/分离容器压力，并通过控制物流20中蒸气与被污染烃原料共混物的比，使烃分压保持恒定。
在本发明中，闪蒸物流的烃分压通常被设定和控制在约25-175kPa(约4-25psia)，例如约35-100kPa(约5-15psia)，例如约40-75kPa(约6-11psia)。
在一个实施方案中，在至少一个闪蒸/分离容器中进行闪蒸。闪蒸通常是带或不带回流的单级过程。闪蒸/分离容器5通常在压力为约275-1400kPa(约40-200psia)下操作，并且其温度通常与进入闪蒸/分离容器5前的闪蒸物流20的温度相同或稍低。闪蒸/分离容器的操作压力通常为约275-1400kPa(约40-200psia)，例如约600-1100kPa(约85-155psia)，作为另一个例子，其为约700-1000kPa(约105-145psia)，在另一个例子中，闪蒸/分离容器的压力可以为约700-760kPa(约105-125psia)。闪蒸/分离容器的操作温度或者闪蒸/分离容器入口物流的温度为约205-560℃(约400-1040)，如约370-490℃(约700-920)，例如约400-480℃(约750-900)。取决于混合物流12的温度，被闪蒸的混合物通常有约50-98％存在于气相中，如约70-95％。
在一个方面，通常操作闪蒸/分离容器5以使容器底部液相的温度最低，这是由于过多的热会造成液相中非挥发物结焦。循环一部分外部冷却的闪蒸/分离容器底部液体30返回至闪蒸/分离容器以有助于冷却在闪蒸/分离容器5底部新分离的液相可能也是有帮助的。可以用泵37将物流27从闪蒸/分离容器5的底部输送至冷却器28。然后冷却后的物流29被分离成为循环物流30和输出物流22。循环物流的温度通常为约260-315℃(约500-600)，例如约270-290℃(约520-550)。循环物流的量可以为在闪蒸/分离容器内新分离的底部液体量的约80-250％，如约90-225％，例如约100-200％。
在另一个方面，通常也操作闪蒸以使闪蒸容器中液体的停留/持留时间最短。在一个实施方案中，通过安装在闪蒸/分离容器底部的小直径″腿管″或圆筒35从容器中排出液相。闪蒸/分离容器中液体的停留时间通常小于75秒，例如小于60秒，如小于30秒，并且经常小于15秒。闪蒸/分离容器中液体的停留/持留时间越短，闪蒸/分离容器底部的结焦越少。
离开闪蒸/分离容器的气相可以含有约55-70％的烃和约30-45％的蒸汽。气相的名义终沸点通常低于约760℃(约1400)，例如低于约590℃(约1100)，如低于约565℃(约1050)，并且通常低于约540℃(约1000)。气相通过顶部的管道连续地从闪蒸/分离容器5中脱除，所述的管道任选将所述气相输送至任选的离心分离器38中，以脱除所夹带和/或冷凝的痕量液体。然后气体通常流入总管，其将流体分配至炉子的对流段或辐射段。
从闪蒸/分离容器连续脱除的气相物流13优选在高温裂解炉下部对流段23中被来自炉子辐射段的烟道废气过热至约425-705℃(约800-1300)的温度。然后气相进入高温裂解炉的辐射段进行裂解以产生包含烯烃和副产物的流出物，其中所述烯烃包括乙烯和其它希望的轻烯烃。
从闪蒸/分离容器脱除的气相物流13在引入到裂解炉下部对流段23之前可以任选与旁通蒸汽物流21混合。
因为本发明的方法会大量脱除产生焦炭和焦油的重烃类物质(存在于离开闪蒸/分离容器5的液相27中)，所以可以应用转油线换热器急冷来自高温裂解炉辐射段的流出物。除了其它益处外，这将使得最初设计用于较轻(未被污染的)原料如石脑油或其它终沸点通常低于约315℃(约600)的液体原料的裂解设施可以更成本有效地进行改进，其中具有转油线换热器急冷系统已经就位。2004年3月22日申请的申请号为60/555，282的共同待审美国临时专利申请详细描述了这种设计，其目的是与裂解包含非挥发性组分的烃原料的方法相结合，使与应用转油线换热器相关的利益最大化。
选择闪蒸/分离容器的位置和操作温度，以在不引起过多结垢/结焦问题的情况下，提供可被处理的尽可能多的气体原料。如果液体的比率过高，有价值的原料将会损失，从而操作的经济性将受到副面影响。如果液体的比率过低，会使焦炭前体从烃原料烃物流的重端进入裂解炉的高温区，从而使结焦加快，导致难以接受的频繁清焦操作。
作为气相从闪蒸/分离容器中排出的给定烃原料的百分比是闪蒸/分离容器内的烃分压和进入容器的温度的函数。进入闪蒸/分离容器的被污染烃原料共混物的温度高度依赖于对流段中该点处烟道废气的温度。当裂解炉的负荷变化时，所述温度会发生变化，当裂解炉满负荷操作时，该温度更高，而当裂解炉部分负荷操作时，其会较低。第一对流段管组中烟道废气的温度也是裂解炉中结焦程度的函数。当裂解炉很干净或轻度结焦时，换热得到改善，相应地在该点烟道废气的温度比裂解炉严重结焦时要冷一些。在任何一点处，烟道废气的温度也是在裂解炉烧嘴上实施的燃烧控制的函数。当在烟道废气中氧过量量较低条件下而操作裂解炉时，在任何一点处，烟道废气的温度都会相应地低于当在烟道废气中氧过量量较高条件下而操作裂解炉时的温度。
裂解炉的总负荷由裂解炉辐射段中高温裂解所需的热以及对流段所需的热来决定。氧过量超过约2％本质上反映了过多的空气体积在裂解炉的辐射段被加热，以提供对流段所需的热。高温裂解能力受限于裂解炉的热输出能力和热利用效率。裂解炉能力的最终限制是烟道废气的体积，因而减少氧过量量(其中伴有氮)可以使产热能力更大。通过减少焦炭形成所达到的在辐射和对流段中传热的改进将使高温裂解的总产量提高。
对流段总的能量需求是以下能量需求的总和：使烃物流蒸发至理想切割点所需能量，使用于闪蒸温度控制的任何水蒸发和过热所需能量，使烃蒸气过热所需能量，以及使稀释蒸汽过热所需能量。
在本发明方法中应用的一个潜在的重烃原料源是来自闪蒸/分离容器的底部物流，其循环自同一闪蒸/分离容器或者来自另一工艺线。应用来自闪蒸/分离容器的底部物流的一个优点是将需要较少体积的这种液体，从而减少了泵的需求，这是因为预计将有较高百分比的这种重烃原料保留在液相中。虽然很容易获得，该重烃原料源对气相量来说可能不能提供足够的添加量。
虽然已经通过具体实施方式对本发明进行了描述和解释，但本领域技术人员将会理解本发明本身会有许多不需在这里描述的变化。因此，为确定本发明的实际范围，应参考所附的权利要求书。

Claims (27)

1.一种裂解被污染的轻烃原料的方法，所述被污染的轻烃原料含有非挥发性组分和/或焦炭前体，所述方法包括：
(a)将重烃原料与所述被污染的轻烃原料混合，以形成被污染的烃原料共混物；
(b)加热所述被污染的烃原料共混物；
(c)将所述被污染的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；
(d)将所述被污染的烃原料共混物分离为气相和液相，所述液相富含非挥发性组分和/或焦炭前体，和所述气相基本不含非挥发性组分和/或焦炭前体；
(e)从闪蒸/分离容器中脱除所述气相；和
(f)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，以产生含烯烃的流出物，其中所述高温裂解炉包括辐射段和对流段，
其中在相同的操作条件下，与使用只含所述被污染的轻烃原料的原料相比，所述重烃原料的体积足以降低所述闪蒸/分离容器内及其上游的结焦率。
2.权利要求1的方法，其中在步骤(f)之前，在任何一个步骤或多个步骤中加入蒸汽。
3.权利要求2的方法，其中所述蒸汽包括酸性工艺蒸汽或经处理的工艺蒸汽。
4.权利要求2或3的方法，其中在高温裂解炉的对流段使蒸汽过热。
5.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(b)和(c)之间加入蒸汽。
6.权利要求5的方法，其中在与蒸汽混合前，被污染的烃原料共混物的温度处于约150-340℃(约300-650)的第一温度，然后在步骤(c)之前将被污染的烃原料共混物进一步加热至高于第一温度的第二温度。
7.前述权利要求任一项的方法，其中向闪蒸/分离容器顶部的气相中加入蒸汽。
8.前述权利要求任一项的方法，其中向闪蒸/分离容器下游的气相中加入蒸汽。
9.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(d)之前，使被污染的烃原料共混物与除蒸汽之外的流体混合。
10.权利要求9的方法，其中所述流体包括烃和水中的至少一种。
11.权利要求10的方法，其中所述流体为水。
12.前述权利要求任一项的方法，其中所述重烃原料使被污染的烃原料共混物的T98比被污染的轻烃原料的T98增加了至少约28℃(约50)。
13.前述权利要求任一项的方法，其中所述重烃原料使被污染的烃原料共混物的T95比被污染的轻烃原料的T95增加了至少约14℃(约25)。
14.前述权利要求任一项的方法，其中所述重烃原料占被污染的烃原料共混物的约2-75wt％。
15.前述权利要求任一项的方法，其中所述重烃原料包含渣油、原油、常压管式炉底部产物、包含底部产物的真空管式炉物流、来自炼厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、常压渣油、低硫蜡状渣油和重渣油中的一种或多种。
16.前述权利要求任一项的方法，其中所述被污染的轻烃原料包括瓦斯油、加热用油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂解的石脑油、催化裂解的石脑油、加氢裂解油、重整油、残油液重整油、费-托合成液、费-托合成气、天然汽油、精馏物、直馏石脑油、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物和重瓦斯油中的一种或多种；和进一步包含非挥发性组分和/或焦炭前体。
17.前述权利要求任一项的方法，其中所述重烃原料进一步包含非挥发性组分和/或焦炭前体。
18.前述权利要求任一项的方法，其中步骤(c)包括通过位于闪蒸/分离容器侧面的至少一个侧壁入口将被污染的烃原料共混物沿切线引入到所述闪蒸/分离容器内。
19.前述权利要求任一项的方法，其中在与蒸汽混合前，在高温裂解炉的第一对流段管组处通过与烟道废气间接接触而加热被污染的烃原料共混物。
20.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(c)之前，在高温裂解炉的第二对流段管组处通过与烟道废气间接接触而加热被污染的烃原料共混物。
21.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(c)中被污染的烃原料共混物的温度为约205-560℃(约400-1040)。
22.前述权利要求任一项的方法，其中在步骤(d)中的压力为约275-1380kPa(约40-200psia)。
23.前述权利要求任一项的方法，其中约50-98％的被污染的烃原料共混物处于步骤(e)中的气相中。
24.前述权利要求任一项的方法，其中进入高温裂解炉辐射段的气相温度为约425-705℃(约800-1300)。
25.前述权利要求任一项的方法，进一步包括急冷所述流出物并从中回收裂解产品。
26.一种裂解被污染的轻烃原料的方法，所述被污染的轻烃原料含有非挥发性组分，所述方法包括：
(a)将重烃原料与所述被污染的轻烃原料混合，以形成被污染的烃原料共混物，该被污染的烃原料共混物的T98比被污染的轻烃原料的T98高至少约28℃(约50)；
(b)加热所述被污染的烃原料共混物至第一温度；
(c)向所述被污染的烃原料共混物中加入蒸汽；
(d)进一步加热所述被污染的烃原料共混物至比第一温度高的第二温度；
(e)将所述被污染的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；
(f)将所述被污染的烃原料共混物分离为气相和液相，所述液相富含非挥发性组分和/或焦炭前体，和所述气相基本不含非挥发性组分和/或焦炭前体；
(g)从闪蒸/分离容器中脱除所述气相；
(h)向所述气相中加入蒸汽；和
(i)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，以产生含烯烃的流出物，其中所述高温裂解炉包括辐射段和对流段。
27.一种裂解被污染的轻烃原料的方法，所述被污染的轻烃原料含有非挥发性组分，所述方法包括：
(a)将重烃原料与所述被污染的轻烃原料混合，以形成被污染的烃原料共混物，该被污染的烃原料共混物的T98比被污染的轻烃原料的T98高至少约28℃(约50)；
(b)加热所述被污染的烃原料共混物；
(c)将所述被污染的烃原料共混物进料至闪蒸/分离容器；
(d)将所述被污染的烃原料共混物分离为气相和液相，所述气相占所述被污染的烃原料共混物的约50-98％；
(e)从闪蒸/分离容器中脱除所述气相；
(f)向所述气相中加入蒸汽；和
(g)在高温裂解炉的辐射段中裂解所述气相，以产生含烯烃的流出物，其中所述高温裂解炉包括辐射段和对流段。
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