TWI500754B - 蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置 - Google Patents

蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置 Download PDF

Info

Publication number
TWI500754B
TWI500754B TW097124712A TW97124712A TWI500754B TW I500754 B TWI500754 B TW I500754B TW 097124712 A TW097124712 A TW 097124712A TW 97124712 A TW97124712 A TW 97124712A TW I500754 B TWI500754 B TW I500754B
Authority
TW
Taiwan
Prior art keywords
vapor
heat exchange
liquid mixture
liquid
weight
Prior art date
Application number
TW097124712A
Other languages
English (en)
Other versions
TW200909572A (en
Inventor
David B Spicer
Nicolantonio Arthur R Di
James M Frye
Richard C Stell
James N Mccoy
Robert D Strack
Original Assignee
Exxonmobil Chem Patents Inc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Exxonmobil Chem Patents Inc filed Critical Exxonmobil Chem Patents Inc
Publication of TW200909572A publication Critical patent/TW200909572A/zh
Application granted granted Critical
Publication of TWI500754B publication Critical patent/TWI500754B/zh

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G9/14—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils in pipes or coils with or without auxiliary means, e.g. digesters, soaking drums, expansion means
    • C10G9/18—Apparatus
    • C10G9/20—Tube furnaces

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Description

蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置 與其他申請案的關係
本案請求2007年8月21日申請之國際專利申請案序號PCT/US2007/018486的益處及優先權。
本揭示內容有關在蒸汽裂解爐或熱解爐中製造輕質烯烴之方法，更特別的是蒸汽裂解含有至少0.01重量%低揮發性化合物的烴類進料之方法。
蒸汽裂解，亦稱為熱解，長久以來用於將不同烴類進料裂解為烯烴，較佳為如乙烯、丙烯及丁烯的輕質烯烴。傳統蒸汽裂解利用具有兩個主要段的蒸汽裂解爐：對流段及輻射段。該烴類進料經常以液體形式(除了以蒸氣形式進入的輕質進料之外)進入該爐的對流段，其中典型以該輻射段的熱煙道氣間接接觸且與蒸汽直接接觸而加熱且蒸發該烴類進料。蒸發的進料及蒸汽混合物接著加入該裂解發生的輻射段。所得的產物，包括烯烴，留在該蒸汽裂解爐供進一步的下游處理。
傳統蒸汽裂解系統能有效裂解如天然氣液體(NGL)、製氣油及輕油的高品質進料。然而，蒸汽裂解經濟有時候喜歡裂解如，以非限定例的方式，濃縮物之低成本重質進料，該重質進料為以小量與天然氣田的瓦斯、原油、常 壓重油(atmospheric resid)，亦被稱為常壓管式蒸餾釜底部物(atmospheric pipestill bottom)及真空製氣油之生產聯合產出的油，原油、真空製氣油及常壓重油含有高分子量、具有超過590℃之沸點的低揮發性成分及/或有時候具有超過760℃之沸點的焦炭前驅物。當輕質成分蒸發時這些進料的低揮發性成分及/或焦炭前驅物將以焦炭形式舖在傳統蒸汽裂解爐的對流段。輕質成分完全被蒸發之處的對流段下游僅可忍受非常小量的低揮發性成分及焦炭前驅物，因為該焦炭沈積正常將弄髒對流段的管子，降低熱傳導效率且提高管子中的壓降。
此外，一些輕油受到含有低揮發性成分及焦炭前驅物的重質原油污染。傳統蒸汽裂解爐沒有處理殘渣、原油或許多被低揮發性成分及焦炭前驅物污染之受殘渣污染或原油污染的製氣油或輕油的彈性。
為了解決焦化問題，美國專利案號3,617,493，在此以引用方式併入本文，揭示應用原油的外部蒸發罐且揭示應用第一閃蒸槽除去蒸氣形式的輕油及應用第二閃蒸槽除去沸點介於230與590℃之間的蒸氣。蒸氣係在蒸汽裂解爐中裂解為烯烴，且來自第二閃蒸槽的分離液移出後，以蒸汽洗滌，且作為燃料。
美國專利案號3,718,709，在此以引用方式併入本文，揭示將焦炭沈積減至最少的方法。其揭示利用超熱蒸汽預熱熱解爐內側或外側的重質進料而蒸發50%重質進料預熱，及移除殘餘物，(分離液)。對蒸發的烴類(其多半 含有輕質揮發烴類)進行裂解。
美國專利案號5,190,634，在此以引用方式併入本文，揭示在小臨界量氫存在於對流段之下經由預熱該進料抑制焦炭形成的方法。該對流段中存在的氫抑制該等烴類的聚合反應，因而抑制焦炭形成。
美國專利案號5,580,443，在此以引用方式併入本文，揭示先預熱進料然後自熱解爐對流段中的預熱器抽出之方法。此預熱的進料接著與預定量的蒸汽(稀釋蒸汽)混合然後加入蒸氣－液體分離器，以自該分離器分離且除去所需比例之液體形式的低揮發性成分及焦炭前驅物。使來自蒸氣－液體分離器的分離蒸氣返回該熱解爐以供加熱及裂解。
美國專利案號6,632,351，在此以引用方式併入本文，揭示熱解原油進料或含有瀝青進料的原油部分之方法及熱解爐，其包含將含有瀝青進料的原油或原油部分供至對流區內的第一段預熱器，其中含有瀝青進料的原油或原油部分係於該第一段預熱器內加熱到至少375℃的出口溫度以製造熱蒸氣－液體混合物，自該第一段預熱器抽出該蒸氣－液體混合物至蒸氣－液體分離器，分離且自該蒸氣－液體分離器的液體除去氣體，且將除去的氣體供至該對流區中所提供的第二預熱器，進一步加熱該氣體溫度至高於排出該蒸氣－液體分離器的氣體溫度之溫度，將該預熱氣體加入該熱解爐的輻射區，且熱解該氣體為烯烴及相關副產物。
美國專利案號7,097,758，在此以引用方式併入本文，揭示提高蒸汽裂解系統的閃蒸罐的非揮發物除去效率之方法。在進入該閃蒸罐以提高除去效率之前，將該對流段的氣流自霧沫流動轉化為環形流。將氣流自霧沫流動轉化為環形流係先使該氣流歷經至少一個膨脹器然後至不同程度的彎曲部且強迫該流改變方向至少一次。氣流由霧沫變為環狀有助於聯合微細液滴且由此提高自蒸氣相除去彼等的效率。
美國專利案號7,138,047，在此以引用方式併入本文，揭示供入或裂解含有非揮發性烴類的烴類進料之方法，其包含：加熱該烴類進料，混合該烴類進料與流體及/或主要稀釋蒸汽流以形成混合物，閃蒸該混合物以形成蒸氣相及液相，且依據至少一個所選的程序操作參數(如進入該閃蒸罐之前的閃蒸流溫度)改變與該烴類進料混合之流體及/或主要稀釋蒸汽流的量。
2005年2月28日申請的美國專利案號11/068,615，在此以引用方式併入本文，描述裂解烴類進料的方法，其混合烴類進料與流體(例如，烴類或水)形成被閃蒸形成蒸氣相及液相的混合物流，接著裂解該蒸氣相以提供烯烴，在轉移管線交換器(transfer line exchanger)中冷卻產物流出物，其中與該進料混合的流體量係依據所選的程序操作參數(例如閃蒸該混合物流之前該混合物流的溫度)改變。
2004年5月21日申請的美國專利案號10/851,434， 在此以引用方式併入本文，及2004年5月21日申請的美國臨時申請案序號60/573,474，在此以引用方式併入本文，描述提高用於蒸汽裂解系統的閃蒸罐之非揮發性除去效率的方法，該閃蒸罐具有包含加入洗滌蒸汽的入口之下護罩、用於再循環淬冷油的環分配器、防渦旋擋板及爐架。
因此具有小量焦炭形成的蒸汽裂解烴類進料需要新穎且省能量的方法。發明人意外發現當進料在低於閾值的入口線性速度下供入且該進料係預熱至低於閾值的溫度時可忽略在第一預熱區的第一預熱段中之焦炭形成。再者，只要至少1重量%的烴類進料排出液相的第一預熱區，該第一預熱區的焦炭形成將降至最少。此揭示內容因此提供能經由將進入該蒸汽裂解爐預熱段的進料線性速度最適化而以該預熱區最少的焦炭形成及流經該對流段的進料低壓降來處理烴類進料的蒸汽裂解法。
在一些具體例中，本揭示內容提供一種用於處理烴類進料的方法，其包含：(a)以等於或小於0.9 m/s的線性速度將該烴類進料供入蒸汽裂解爐之對流段的第一預熱區；(b)在該第一預熱區中預熱該烴類進料以蒸發低於99重量%的烴類進料而形成蒸氣－液體混合物；(c)分離該蒸氣－液體混合物之至少一部分而形成蒸氣部分及液體部分；及 (d)將該蒸氣部分之至少一部分供至該蒸汽裂解爐。
根據一個具體例，該對流段包含多個熱交換管組且該烴類進料流入該等管內。
在一個較佳具體例中，該烴類進料係在0.05至0.85 m/s範圍，較佳為0.1至0.8 m/s，且更佳為0.1至0.75 m/s，之線性速度下供至該第一預熱區。
在本揭示內容的一個較佳具體例中，該第一預熱區包含第一預熱段及第二預熱段，其中該烴類進料係在790至1825 kPa－a(絕對千帕斯卡)範圍的壓力，較佳在790至1450 kPa－a範圍，更佳在790至1400 kPa－a範圍，又更佳在790至1200 kPa－a範圍，且最佳在790至1100 kPa－a範圍，及25至250℃範圍的溫度下供應至該第一預熱段以形成在約100至350℃範圍的溫度下排出該第一預熱段之預熱烴類產物，然後該預熱烴類產物之至少一部分係與第一稀釋流一起被供應至該第二預熱段以形成在350至500℃範圍的溫度下排出該第一預熱段之蒸氣－液體混合物，且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少1重量%的液相。
在一些方面中，該烴類進料包含蒸汽裂解製氣油和殘餘物、製氣油、焦化汽油(coker naphtha)、蒸汽裂解粗汽油(steam cracked naphtha)、催化裂解粗汽油、加氫裂解產物、重組物、提餘液重組物、直餾輕油(virgin naphtha)、原油、常壓管式蒸餾釜底部物(atmospheric pipestill bottom)、包括底部物的真空管式蒸餾釜流、真空製氣油、重氣油、受原油污染的輕油、常壓重油、重質殘油、C4 /殘油混合物、輕油/殘油混合物、費托液(Fischer－Tropsch liquid)、費托氣、費托蠟、蒸餾物及低硫蠟渣中之其一或更多。在一個具體例中，該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。在另一個具體例中，該烴類進料之10至95百分比在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。
在一個具體例中，本揭示內容也提供一種在具有輻射段燃燒器及對流段的蒸汽裂解爐中將烴類進料裂解為輕質烯烴之方法，該對流段包含第一組、第二組及第三組熱交換管，該方法包含：(a)在790至1825 kPa－a範圍的壓力，較佳在790至1450 kPa－a範圍，更佳在790至1400 kPa－a範圍，又更佳在790至1200 kPa－a範圍，且最佳在790至1100 kPa－a範圍，及25至250℃範圍的溫度下供入呈至少99重量%液相之該烴類進料至該對流段中所提供的第一組熱交換管，且線性速度在0.1至0.9 m/s的範圍；(b)預熱該烴類進料以形成具有低於350℃之溫度的預熱烴類產物；(c)以第一稀釋流供應該預熱烴類產物之至少一部分至該第二組熱交換管以蒸發該烴類進料之至少一部分而形成具有在350至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少1重量%液體之蒸氣－液體混 合物；(d)分離步驟(c)該蒸氣－液體混合物之至少一部分以形成蒸氣部分及液體部分；及(e)將步驟(d)該蒸氣部分之至少一部分供至該第三組熱交換管且進一步至該蒸汽裂解爐的輻射段以形成包含輕質烯烴的產物，
其中該烴類進料包含蒸汽裂解製氣油和殘餘物、製氣油、焦化汽油、蒸汽裂解粗汽油、催化裂解粗汽油、加氫裂解產物、重組物、提餘液重組物、蒸餾物、直餾輕油、原油、常壓管式蒸餾釜底部物、包括底部物的真空管式蒸餾釜流、真空製氣油、重氣油、受原油污染的輕油、常壓重油、重質殘油、C4 /殘油混合物、輕油殘油混合物及低硫蠟渣中之其一或更多。
在一個具體例中，該蒸氣－液體混合物具有在400至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少2重量%液體且其中該烴類進料之50至99.99重量%在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。在其他具體例中，該蒸氣－液體混合物具有在425至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少3重量%液體且其中該烴類進料之40至99.99重量%在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。在又其他具體例中，該蒸氣－液體混合物具有在435至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少4重量%液體且其中該烴類進料之30至99.99重量%在低於 根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。在又其他具體例中，該蒸氣－液體混合物具有在450至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣－液體混合物中的烴類總重量計至少5重量%液體且其中該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰。
現在提供一種適於將烴類進料蒸汽裂解為輕質烯烴之裝置，其中該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D－2887測量的590℃時沸騰，該裝置包含：(a)蒸汽裂解爐，其包含適於提供輻射熱的輻射段燃燒器及具有第一組、第二組及第三組熱交換管的對流段；(b)以在0.1至0.9 m/s範圍的線性速度將該烴類進料供入該第一組熱交換管的機構(means)；(c)維持該烴類進料在低於350℃的溫度下排出該第一組熱交換管的機構；(d)同時供應第一稀釋流與來自(c)的預熱烴類產物至少一部分至適於蒸發低於99重量%的烴類進料之第二組熱交換管而形成蒸氣－液體混合物的機構；(e)維持該蒸氣－液體混合物在350至500℃範圍的溫度下排出該第二組熱交換管的機構；(f)適於分離來自步驟(e)的蒸氣－液體混合物之至少一部分而形成蒸氣部分及液體部分的容器；及(g)將來自步驟(f)的蒸氣部分之至少一部分供至該第三組熱交換管的機構。
本案揭示內容有關用於加熱且蒸汽裂解烴類進料以製造輕質烯烴，例如，乙烯及/或丙烯的方法。蒸汽裂解爐的典型產物包括，但不限於，乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、苯、氫、甲烷及其他相關烯烴、烷烴及芳族產物。乙烯為主要產物，經常在15至30重量%的範圍，以蒸發的進料之重量及組成為底。此揭示內容的方法包含預熱烴類，混合該預熱烴類與包含蒸汽、水、N2 、H2 及烴類中之至少其一的稀釋流以形成混合物，進一步預熱該混合物以形成蒸氣－液體混合物，在容器中分離該蒸氣－液體混合物之至少一部分以形成蒸氣部分及液體部分，且將該蒸氣部分之至少一部分供至該蒸汽裂解爐以供進一步加熱及裂解。
除非此揭示內容中另行指明，否則所有百分比、份數、比例等等皆以重量計。化合物或成分的參照對象包括該化合物或成分本身，及與其他化合物或成分的組合，如化合物的混合物。再者，當用量、濃度或其他值或參數以較佳上限值及較佳下限值列表的方式提供時，咸將此理解為明確揭示由任何一對較佳上限值及較佳下限值所形成的所有範圍，而不管範圍是否單獨揭示。
用於此時，"低揮發性成分"，有時候稱為非揮發性成分或殘餘物，為具有根據ASTM D－2887測量時高於590℃之標稱沸點的烴類進料部分。此揭示內容能以含有0.01至90重量%低揮發性成分的烴類進料適切地進行。用於此 時，"焦炭前驅物"，為具有根據ASTM D－2887測量時高於760℃之標稱沸點的烴類進料部分。此揭示內容能以含有0.01至90重量%焦炭前驅物的烴類進料適切地進行。該烴類進料的沸點分佈係根據ASTM D－2887經由氣體層析蒸餾法(GCD)來測量。
用於此時該措辭"實質液相"意指至少99重量%，較佳地至少99.5重量%，又更佳地至少99.9重量%，且最佳地至少99.99重量%液相。例如，呈實質液相的物流意指該物流之至少99重量%，較佳地至少99.5重量%，又更佳地至少99.9重量%，且最佳地至少99.99重量%係呈液相。
用於此時該措辭"蒸氣部分"意指主要地，較佳至少75重量%，更佳地至少90重量%，又佳地至少95重量%呈蒸氣相的部分。用於此時該措辭"液體部分"意指一個部分主要，較佳至少75重量%，更佳地至少90重量%，又佳地至少95重量%呈液相。
用於此時該措辭"主要地"或"主要"意指多於50重量%。例如，稀釋流主要包含蒸汽意指該稀釋流包含多於50重量%蒸汽。
烴類進料
該烴類進料可包含至少一部分，如在0.01至90重量%，1至90重量%，或5至90重量%的低揮發性成分及焦炭前驅物。此進料可包含，以非限定例的方式，蒸汽裂解製氣油和殘餘物、製氣油、加熱用油、噴射機燃料、柴油 、煤油、汽油、焦化汽油、蒸汽裂解粗汽油、催化裂解粗汽油、加氫裂解產物、重組物、提餘液重組物、費托液(Fischer－Tropsch liquid)、費托製氣油、費托蠟、天然汽油、蒸餾物、直餾輕油、常壓管式蒸餾釜底部物、包括底部物的真空管式蒸餾釜流、寬沸點範圍輕油至製氣油濃縮物、精煉廠的重質非直餾烴類流、真空製氣油、重氣油、受原油污染的輕油、常壓重油、重質殘油、C4 /殘油混合物、輕油/殘油混合物、烴氣/殘油混合物、氫/殘油混合物、製氣油/殘油混合物、原油及低硫蠟渣中之其一或更多。
該烴類進料可具有至少315℃的標稱沸騰終點，一般大於510℃，經常大於590℃，例如大於760℃。經濟上較佳的進料一般為低硫蠟渣、常壓重油、受原油污染的輕油、不同殘餘物混合物及原油。
用於製造中等蒸餾物的氣體變液體(GTL)技術，如SMDS、AGC－21及SSPD法顯示用於燃料替代物及較高價值產物的巨大潛力。任何費托氣體變液體方法的產物可進一步進行，視需要地加氫處理，分餾而成為費托液(亦稱之為費托輕油)、費托製氣油(亦稱之為費托氣)及費托蠟。由這些GTL方法所製造的費托輕油、費托製氣油及費托蠟由於其高濃度正鏈烷烴成分而對蒸汽裂解應用具有吸引力。該費托液及費托氣的高烷烴含量使其能在傳統進料不常見到的高嚴苛度下裂解。
在一些具體例中，發現本案揭示內容的方法有用於處 理包含至少1重量%之費托液、費托氣、費托蠟、原油、原油餾分中之至少其一的進料。在其他具體例中，發現本案揭示內容的方法有用於處理包含至少1重量%之費托液殘餘物、費托氣殘餘物、費托液餾分及費托氣餾分中之至少其一的進料。
製程敘述
本案揭示內容係描述於下文同時參照第1圖，其為本案揭示內容許多具體例中之其一的例示。咸了解此揭示內容範圍各個所述的處理步驟之間或一個處理步驟內所述的起源與目的地之間可包括任何數目及類型的處理步驟。
蒸汽裂解爐可為用於製造低分子量烯烴之任何類型的傳統烯烴蒸汽裂解爐，尤其是包括管式蒸汽裂解爐。該蒸汽裂解爐對流段內的管子可並排排成一組熱交換管，或該等管子可排成經過該對流區的進料單一通道或多通道。在入口處，該進料可分配至多個單通道管，或可供至一個單通道管，所有進料經過該單通道管從管子入口流至出口，且更佳經過整個對流區。較佳地，第一預熱區包含至少一個配置在該蒸汽裂解爐對流區中之單一通道組熱交換管。在較佳的具體例中，該對流區包含少於20個分成二或更多組的通道管，該烴類進料經過彼等流動。在各組中，該等管子可在一排內排成螺旋或彎曲型排列，且各組可具有數排管子。
配置在有用於此揭示內容的蒸汽裂解爐對流區中之熱 交換管的通道數目為在1至20的範圍。在一些具體例中，配置在有用於此揭示內容的蒸汽裂解爐對流區中之熱交換管的通道數目為2、4、6、8、10、12、14、16、18或20。在其他具體例中，配置在有用於此揭示內容的蒸汽裂解爐對流區中之熱交換管的通道數目為1、3、5、7、9、11、13、15、17或19。
在一些具體例中，有用於此揭示內容的蒸汽裂解爐1，如第1圖所例示的，包含對流段3及輻射段13。該輻射段13包含提供輻射熱及熱煙道氣12的輻射燃燒器。該蒸汽裂解爐1的對流段3包含第一預熱區5及第二預熱區11。該第一預熱區5包含第一預熱段7及第二預熱段9。該第一預熱區及第二預熱區包含多組熱交換管。在一個具體例中，該第一預熱段7包含第一組熱交換管15，該第二預熱段9包含第二組熱交換管17，且該第二預熱區11包含第三組熱交換管19。該蒸汽裂解爐1也包含容器53。咸了解該蒸汽裂解爐1可包括任何數目的處理設備，如，泵、閥、注入點、計量器、計量錶及控制裝置。
將包含至少一部分，如0.01至90重量%，1至90重量%或5至90重量%低揮發性成分及焦炭前驅物之烴類進料31供應至蒸汽裂解爐1之對流段3中的第一預熱區5之第一預熱段7，且於其中預熱。該烴類進料的加熱可由熟悉此技藝者採取任何方式。無論如何，較佳為該加熱包含以該爐輻射段13的熱煙道氣12間接接觸該第一預熱段7中的烴類進料。這可藉由，以非限定的方式，使該烴類 進料經過位在該第一預熱段7內的第一組熱交換管15而完成。
維持該烴類進料供至該對流區之第一預熱段入口處的壓力以確保壓力小於1825 kPa－a，較佳為小於1480 kPa－a，更佳為小於1400 kPa－a，且最佳為小於1200 kPa－a。在一些具體例中，維持該烴類進料供至該對流區之第一預熱段入口處的壓力以確保壓力在790至1825 kPa－a的範圍，更佳在790至1480 kPa－a，又更佳在790至1450 kPa－a，又更佳在790至1400 kPa－a，又再更佳在790至1200 kPa－a，且最佳在790至1100 kPa－a，及溫度在25至250 ℃的範圍，經常在50至200℃。控制該烴類進料供至該對流區之第一預熱段入口處的供入速率以維持該烴類進料之入口線性速度小於1.1 m/s，較佳為小於1 m/s，更佳為小於0.9，又更佳為0.05至0.9 m/s，又再更佳為0.1至0.9 m/s，且又更佳為0.2至0.8 m/s。
在此揭示內容的較佳具體例中，該烴類進料之入口線性速度係小於0.9 m/s。在其他具體例中，該烴類進料之入口線性速度係在0.05至0.9 m/s的範圍。下列該烴類進料之入口線性速度係有用的入口線性速度下限：0.05、0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.7及0.8。下列該烴類進料之入口線性速度係有用的入口線性速度上限：0.9、0.8、0.7、0.6、0.5、0.4、0.3、0.2及0.1。該烴類進料之入口線性速度理想上落在任一個上述下限及任一個上述上限之間的範圍，只要下限係小於或等於上限。該烴類進料之入 口線性速度在一個具體例中可以0.05至1範圍的量存在，或者0.1至0.5，或者0.4至0.9，或者0.5至0.85，或者0.2至0.5，或者在另一個具體例中0.5至0.6。
我們意外發現該第一預熱區之第一預熱段中的焦炭形成係可忽略的。再者，只要至少1重量%該烴類進料以液相排出該第一預熱區，該第一預熱區的焦炭形成將降至最少。因此可選擇該烴類進料之入口線性速度以維持最適熱傳效率及低壓降。特定進料的適當線性速度將同時改善熱傳效率且降低該第一預熱段下游的壓降。
該預熱烴類進料33排出該第一預熱段7且接著視需要與流體35混合。此流體可為液態烴類、水、蒸汽或其混合物。較佳的流體為水。該流體的溫度可為低於、等於或高於該預熱進料的溫度。該預熱烴類進料與該流體的混合可在該蒸汽裂解爐1內側或外側進行，但是較佳為在該爐內側進行。該混合可使用此技藝中習知的任何混合裝置完成。
該預熱進料在約100至350℃範圍的溫度下排出該第一組熱交換管15，較佳地在150至325℃的範圍，更佳地在160至300℃的範圍，佳地在170至300℃的範圍。在一個較佳具體例中，該預熱烴類進料33以實質液相排出該第一預熱段7。
在一個依據此揭示內容的較佳具體例中，第一稀釋流37係與該預熱烴類進料混合。在一些具體例中，該第一稀釋流包含蒸汽、水、氮、氫及烴類中之至少其一。較佳地 該第一稀釋流包含蒸汽及水之至少其一。該第一稀釋流較佳可在所得的蒸汽混合物進入蒸汽裂解爐1對流段3的第一預熱區5第二預熱段9以輻射段煙道氣額外加熱之前注入該預熱烴類進料。
該第一稀釋流可具有高於、低於或同於預熱烴類進料的溫度，但是較佳為大於該預熱烴類進料的溫度且用於局部蒸發該預熱烴類進料。或者，該第一稀釋流係於注入該預熱烴類進料之前過度加熱。
該預熱烴類進料、第一稀釋流及視需要地流體的混合物係在蒸汽裂解爐1對流段3之第二預熱區9中進一步加熱以製造蒸氣－液體混合物。此加熱可，以非限定的方式，使該進料混合物通過位在該第二預熱區9內的第二組熱交換管17且因此被該爐之輻射段的熱煙道氣加熱而完成。如此受熱的混合物39以混合物流的形式離開該對流段。
該蒸氣－液體混合物流39溫度受到該進料中回收/蒸發最多的揮發物限制同時避免該爐管中的焦化或從該容器運輸混合物至該爐的管路及容器中的焦化。該蒸氣－液體流39溫度的選擇亦係由該進料材料的組成決定。當該進料含有較大量較輕質烴類時，該混合物流39的溫度可為較低。當該進料含有較大量低揮發性烴類時，該蒸氣－液體混合物流39的溫度應該較高。藉由小心選擇混合物流溫度，此揭示內容可發現各種不同進料材料的應用。
經常地，該蒸氣－液體混合物流39的溫度係設定且控 制在315與510℃之間，較佳為370與490℃之間，更佳為400與480℃之間，且最佳為430與475℃之間。這些值將隨沸騰曲線及該進料中的濃縮揮發物改變。
該蒸氣－液體混合物流39中的液相量係以該蒸氣－液體混合物流39中的烴類總重量計算出來。該蒸氣－液體混合物流39包含至少1重量%液體。該蒸氣－液體混合物流39的液相量受到該進料中回收/蒸發最多的揮發物限制同時避免該爐管中的焦化或從該容器運輸混合物至該爐的管路及容器中的焦化。該蒸氣－液體流39溫度的選擇亦係由該進料材料的組成決定。當該進料含有較大量較輕質烴類時，該混合物流39的液體含量可設得較低。當該進料含有較大量低揮發性烴類時，該蒸氣－液體混合物流39的液體含量應該設得較高。藉由小心選擇混合物流的液體含量，此揭示內容可發現各種不同進料材料的應用。
在一些具體例中，該蒸氣－液體混合物流的液體含量係在1重量%至99重量%的範圍。在其他具體例中，該蒸氣－液體混合物流的液體含量係在2重量%至60重量%的範圍。在又其他具體例中，該蒸氣－液體混合物流的液體含量係在5重量%至30重量%的範圍。下列該蒸氣－液體混合物流的液體含量係有用的液體含量下限：1、2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12及15。下列該蒸氣－液體混合物流的液體含量係有用的液體含量上限：99、90、80、70、60、50、40、30、25、20及15。該蒸氣－液體混合物流的液體含量理想上落在任一個上述下限及任一個上述 上限之間的範圍，只要下限係小於或等於上限。
在較佳的具體例中，包含蒸汽、水、氮、氫及烴類中之至少其一的稀釋流41，較佳主要為蒸汽及/或水，係先在一組熱交換管43中加熱至想要的溫度，較佳為過度加熱。自該對流段3抽出所得的稀釋流45且視需要地，分成第二稀釋流47，該第二稀釋流47在該容器53之前與自第二預熱段9抽出的蒸氣－液體混合物39混合，及旁分稀釋流49，該旁分稀釋流49繞過該容器且換成在該容器的蒸氣部分在該爐的輻射段中裂解之前與該蒸氣部分混合。在一個具體例中，此揭示內容可以作為閃蒸第二稀釋流47的所有稀釋流45一起操作而沒有旁分流49。或者，此揭示內容可以所有導向旁分流49的所有稀釋流45一起操作而沒有第二稀釋流47。在依據此揭示內容的較佳具體例中，該第二稀釋流47對旁分流49的比例應該較佳為1：20至20：1，且最佳為1：2至2：1。該第二稀釋流47係與該蒸氣－液體混合物流45在該容器53中閃蒸之前混合以形成閃蒸流51。
較佳地，該第二稀釋流係在分開且該蒸氣－液體混合物混合之前在該爐對流的過度加熱段43中過度加熱。該閃蒸流47加至該蒸氣－液體混合物流39將確保該混合物幾乎所有揮發性成分在進入該容器53之前蒸發。
該蒸氣－液體混合物及第二稀釋流的混合物51係接著加入用於分離成下列兩部分的容器53：主要包含揮發性烴類的蒸氣部分及主要包含低揮發性烴類的液體部分。蒸氣 部分較佳以頭部蒸氣流55的方式自該容器53移除。該蒸氣流55，較佳地，供回至該蒸汽裂解爐1之對流段3的第二預熱區11供選擇性加熱及進一步透過連通管59供應至該蒸汽裂解爐的輻射段供裂解。以底部流57的方式自該容器53移除分離的液體部分。
在至少一個容器中進行閃蒸。較佳地，該閃蒸為有或沒有迴流的一階段程序。該容器53正常在275至1400 kPa－a壓力下操作且在進入該容器53之前其溫度通常相同或稍微低於該混合物51的溫度。經常地，該容器53的壓力為275至1400 kPa－a且溫度為310至510℃。較佳地，該容器53的壓力為600至1100 kPa－a且溫度為370至490℃。更佳地，該容器53的壓力為700至1000 kPa－a且溫度為400至480℃。最佳地，該容器53的壓力為700至760 kPa－a且溫度為430至480℃。根據該閃蒸流的溫度，進入該容器53的50至95%混合物經常被蒸發為該容器53的上方部分，較佳為60至95%，更佳為65至95%，且最佳為70至95%。
在該容器53中，該蒸氣部分55通常含有小於400 ppm的焦炭前驅物，較佳為小於100 ppm，更佳為小於80 ppm，且最佳為小於50 ppm。該蒸氣部分富含揮發性烴類(例如，55至70體積%)及蒸汽(例如，30至45體積%)。該蒸氣相的沸騰終點正常低於760℃。
持續自該容器53移除的蒸氣部分流55較佳為藉由該爐之對流段的煙道氣12在該蒸汽裂解爐下方對流段11中 過度加熱至，例如，430至650℃範圍的溫度。接著該蒸氣部分係加入該蒸汽裂解爐的輻射段被裂解。
自該容器53移除的蒸氣部分流55可視需要在加入該爐下方對流段11之前與旁分蒸汽流49混合。
裝置具體例
現在提供一種適於將烴類進料蒸汽裂解為輕質烯烴之裝置，其包含：(a)蒸汽裂解爐，其包含適於提供輻射熱和熱煙道氣的輻射段燃燒器及包含第一組、第二組及第三組熱交換管的對流段；(b)以0.1至0.9 m/s範圍的線性速度將該烴類進料供入該第一組熱交換管的機構(means)；(c)維持該烴類進料在低於350℃的溫度下排出該第一組熱交換管的機構；(d)同時供應第一稀釋流與來自(c)的預熱烴類產物至少一部分至適於蒸發低於99重量%的烴類進料而形成蒸氣－液體混合物的機構；(e)維持該蒸氣－液體混合物在350至500℃範圍的溫度下排出該第二組熱交換管的機構；(f)適於分離來自步驟(e)的蒸氣－液體混合物之至少一部分而形成蒸氣部分及液體部分的容器；及(g)將來自步驟(f)的蒸氣部分之至少一部分供至該第三組熱交換管且進一步至該蒸汽裂解爐的輻射段之 機構。
用於步驟(b)及(g)中供入的機構可為任何傳統泵抽機制，或用於輸送材料的管路。用於步驟(c)及(e)中維持的機構可為任何用於控制溫度、壓力、流速、反饋控制及/或控制閥的傳統機制。一種用於維持該蒸氣－液體混合物在350至500℃範圍的溫度下排出該第二組熱交換管之機制為在(d)之前將流體，如水，注入來自(c)的預熱烴類產物。步驟(f)中的容器可為能分離來自步驟(e)的蒸氣－液體混合物而形成蒸氣部分及液體部分之任何類型的容器、槽或罐。在一個具體例中，步驟(f)中的容器為閃蒸罐。在此揭示內容的另一個具體例中，步驟(f)中的容器為柱、管、蒸餾塔、閃蒸塔及槽中之至少其一。
實施例
下列實施例例示本案揭示內容的一些具體例且並非試圖限制本案揭示內容的範圍。比較例1、2、3、4及實施例1、2、3及4為預言性例子，彼等使用模型建立程式Simulated Sciences ProVision 6.0及7.1版來模擬，其中該ProVision 7.1版係用於水力模擬。實施例2A及實施例4A為工廠設施所獲得的結果。
下列進料，A、B1、C及D1係用於表1所示的模擬。該等進料B2及D2係於實施例2A及4A中測試。這些進料的特徵為使用1)關於液體體積百分比沸點曲線的 ASTM D 86(在常壓下蒸餾石油產物的標準試驗方法)；及/或2)關於重量百分比沸點曲線的ASTM D 2887(藉由層析法之石油部分沸點範圍蒸分佈的標準試驗方法)方法，該曲線為對應在15/5(15個理論板，5：1迴流比)下定義的實驗室技術或TBP之溫度對比於質量百分比蒸餾曲線的圖形。所有分子量值為重量平均分子量。
比較例1
進料A，原油進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在127℃的溫度、2413 kPa－a的壓力及111.8噸/hr的速率下將此具有比重0.8769 ml/g及平均分子量210的原油進料A供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料A，在此點時全為液體，係途經具有8排管子的第一組熱交換管15。該進料A係在1.28 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料A係加熱至181℃的溫度且在2393 kPa－a的壓力下以全液相排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約21 kPa。
該受熱供料A以液相排出該第一組熱交換管15且與流量30噸/hr的蒸汽混合。與蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸汽合併流的總重量計71重量%液相的蒸氣－液體混合物。
後繼將該蒸氣－液體混合物供至具有比該第一組熱交換管15的管直烴大約13%之管直烴的第二組熱交換管17。該蒸氣－液體混合物係在12 m/s的線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至458℃的溫度，且在該溫度及約952 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時係下降至整個流的10重量%。橫越該對流段之第二組熱交換管17的壓降為約1448 kPa。橫越該對流段之第一組熱交 換管15及第二組熱交換管17的合併壓降為1469 kPa。
該蒸氣－液體混合物在約35 m/s的線性速度下排出該蒸汽裂解爐之對流段中的第二組熱交換管17且與流量約2.7噸/hr在952 kPa－a的壓力下過度加熱至482℃的蒸汽混合。所得的蒸氣－液體混合物在458℃的溫度及811.7kPa－a的壓力下流至蒸氣－液體分離器53且由於添加過度加熱流而具有佔整個流7重量%之液體重量百分比。
實施例1
進料A，原油進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在127℃的溫度、958 kPa－a的壓力及111.8噸/hr的速率下將此具有比重0.8769 ml/g及平均分子量210的原油進料A供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料A，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料A係在0.55 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料A係加熱至181℃的溫度且在967 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約－9 kPa(負壓降部分由於重力造成)。
該受熱供料A以液相排出該第一組熱交換管15且與流量30.5噸/hr在1142 kPa－a及211℃下的蒸汽混合。與蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸汽合併流的總重量計70.6重量%液相的蒸氣－液體混合物。後繼將該蒸氣－液體混合物供至第二組熱 交換管17。該蒸氣－液體混合物係在11.9 m/s的線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至458℃的溫度，且在該溫度及約819 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時係下降至整個流的10重量%。橫越該對流段之第二組熱交換管17的壓降為約145 kPa。橫越該對流段之第一組熱交換管15及第二組熱交換管17的合併壓降為136 kPa。
該蒸氣－液體混合物在約34.7 m/s的線性速度下排出該蒸汽裂解爐之對流段中的第二組熱交換管17且與流量約2.7噸/hr在819 kPa－a的壓力下過度加熱至482℃的蒸汽混合。所得的蒸氣－液體混合物在458℃的溫度及811.7 kPa－a的壓力下流至蒸氣－液體分離器53且由於添加過度加熱流而具有佔整個流7重量%之液體重量百分比。
比較例2
進料B1，輕質原油進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在88℃的溫度、1896 kPa－a的壓力及93.4噸/hr的速率下將此具有比重0.821 ml/g及平均分子量163的原油進料B1供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料B1，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料B1係在1.23 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱 交換管15的入口。該進料B1係加熱至144℃的溫度且在1875 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約21 kPa。
該受熱供料B1以液相排出該第一組熱交換管15且與流量27噸/hr的蒸汽混合。與蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸汽合併流的總重量計63重量%液相的蒸氣－液體混合物。
後繼將該蒸氣－液體混合物供至具有比該第一組熱交換管15的管直徑大約19.4%之管直徑的第二組熱交換管17。該蒸氣－液體混合物係在10 m/s的線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至446℃的溫度，且在該溫度及約855 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時係下降至整個流的5重量%。橫越該對流段之第二組熱交換管17的壓降為約1027 kPa。橫越該對流段之第一組熱交換管15及第二組熱交換管17的合併壓降為1048 kPa。
該蒸氣－液體混合物在約26 m/s的線性速度下排出該蒸汽裂解爐之對流段中的第二組熱交換管17且與流量約55噸/hr在855 kPa－a的壓力下過度加熱至473℃的蒸汽混合。所得的蒸氣－液體混合物在446℃的溫度及889.5 kPa－a的壓力下流至蒸氣－液體分離器53且由於添加過度加熱流而具有佔整個流4重量%之液體重量百分比。
實施例2
進料B1，輕質原油進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在88℃的溫度、979 kPa－a的壓力及934噸/hr的速率下將此具有比重0.821 ml/g及平均分子量163的原油進料B1供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料B1，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料B1係在0.49 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料B1係加熱至144℃的溫度且在989 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約－10 kPa(負壓降部分由於重力造成)。
該受熱供料B1以液相排出該第一組熱交換管15且與流量26.6噸/hr在1142 kPa－a及211℃下的蒸汽混合。與蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸汽合併流的總重量計63重量%液相的蒸氣－液體混合物。
後繼將該蒸氣－液體混合物供至具有比該第一組熱交換管15的管直徑大約44%之管直徑的第二組熱交換管17。該蒸氣－液體混合物係在10.5 m/s的線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至446℃的溫度，且在該溫度及約896 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時 係下降至整個流的5重量%。橫越該對流段之第二組熱交換管17的壓降為約117 kPa。橫越該對流段之第一組熱交換管15及第二組熱交換管17的合併壓降為107 kPa。
該蒸氣－液體混合物在約26.4 m/s的線性速度下排出該蒸汽裂解爐之對流段中的第二組熱交換管17且與流量約5.5噸/hr在896 kPa－a的壓力下過度加熱至473℃的蒸汽混合。所得的蒸氣－液體混合物在446℃的溫度及889.5 kPa－a的壓力下流至蒸氣－液體分離器53且由於添加過度加熱流而具有佔整個流4重量%之液體重量百分比。
實施例2A
進料B2，輕質原油進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在115℃的溫度、約1355 kPa－a的壓力及61.5噸/hr的速率下將此具有比重0.8302 ml/g的輕質原油進料B2供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料B2，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料B2係在0.36 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料B2係在該對流段3之第一組熱交換管15中加熱且在估評96重量%液相下排出。
排出該第一組熱交換管15之受熱供料B2與流量11.6噸/hr在2999 kPa－a及138℃下的水及流量2.4噸/hr在1138 kPa－a及191℃下的蒸汽混合。與水及蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸 汽合併流的總重量計估計77重量%液相的蒸氣－液體混合物。
後繼將該蒸氣－液體混合物供至第二組熱交換管17。該蒸氣－液體混合物係在約1.07 m/s的估計線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至421℃的溫度，且在該溫度及約834 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時係下降至整個流的估計8重量%。橫越該對流段之第一組熱交換管15及第二組熱交換管17的壓降為約521 kPa。
比較例3
進料C，重質常壓製氣油(HAGO)進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在99℃的溫度、910 kPa－a的壓力及95噸/hr的速率下將此具有比重0.8566 ml/g及平均分子量293的進料C供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料C，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料C係在1.33 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料C係加熱至256℃的溫度且在862 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約48 kPa。
該受熱供料C以液相排出該第一組熱交換管15且具 有32 m/s的線性速度。
實施例3
進料C，重質常壓製氣油(HAGO)進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在99℃的溫度、876 kPa－a的壓力及95噸/hr的速率下將此具有比重0.8566 ml/g及平均分子量293的進料C供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料C，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料C係在0.82 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料C係加熱至256℃的溫度且在862 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約14 kPa。
該受熱供料C以液相排出該第一組熱交換管15且具有31.7 m/s的線性速度。
比較例4
進料D1，低硫真空製氣油(LSVGO)進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在110℃的溫度、724 kPa－a的壓力及68噸/hr的速率下將此具有比重0.9082 ml/g及平均分子量422的進料D1供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料D1，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料D1係在1.31 m/s的線性速度下供至該第 一組對流段熱交換管15的入口。該進料D1係加熱至292℃的溫度且在683 kPa－a的壓力下以全液相排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約217 kPa。
該受熱供料D1以液相排出該第一組熱交換管15且具有17 m/s的線性速度。
實施例4
進料D1，低硫真空製氣油(LSVGO)，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在110℃的溫度、730 kPa－a的壓力及68噸/hr的速率下將此具有比重0.9082 ml/g及平均分子量422的進料D1供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料D1，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料D1係在0.3 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料D1係加熱至292℃的溫度且在758 kPa－a的壓力下以全液體排出。橫越該對流段之第一組熱交換管15的壓降為約－28 kPa(負壓降部分由於重力造成)。
該受熱供料D1以液相排出該第一組熱交換管15且具有17.4 m/s的線性速度。
實施例4A
進料D2，低硫蠟渣(LSWR)進料，具有上述表1所列示的性質，係作為此實施例的烴類進料。在93℃的溫度 、約925 kPa－a的壓力及65噸/hr的速率下將此具有比重0.8787 ml/g的輕質原油進料D2供至該對流段3之第一組熱交換管15的入口。該進料D2，在此點時全為液體，係途經具有8個並行管子的第一組熱交換管15。該進料D2係在0.44 m/s的線性速度下供至該第一組對流段熱交換管15的入口。該進料D2係在該對流段之第一組熱交換管15中加熱且在估計100重量%液相下排出。
排出該第一組熱交換管15之受熱供料D2與流量2.6噸/hr在1100 kPa－a及120℃下的水及流量15.6噸/hr在925 kPa－a及210℃下的蒸汽混合。與水及蒸汽混合之後，該烴類進料之一部分係蒸發以形成具有以烴類進料及蒸汽合併流的總重量計估計94.6重量%液相的蒸氣－液體混合物。
後繼將該蒸氣－液體混合物供至第二組熱交換管17。該蒸氣－液體混合物係在約23.75 m/s的估計線性速度下供至該第二組熱交換管17，其中該蒸氣－液體混合物係進一步加熱至455℃的溫度，且在該溫度及約827 kPa－a的壓力下排出該第二組熱交換管17。在該第二組熱交換管17的出口處，排出該第二組熱交換管17的液體重量百分比當時係下降至以整個流的烴類總重量計估計32重量%(以整個流的總重量計估計25重量%)。橫越該對流段之第一組熱交換管15及第二組熱交換管17的壓降為約98 kPa。
下表(表2)列示比較例1至4及實施例1至4的所有壓降。概括地，在小於1.1 m/s的線性速度下供應進料 至該第一組熱交換管，可達成橫越該第一組及尤其是第二組熱交換器之較低的壓降。實施例1及2之第二組熱交換管的壓降小於比較例1及2之第二組熱交換管的壓降約9倍。由於低壓降，此揭示內容的方法具有在較低入口壓力下供應烴類進料的優點，其省下蒸汽裂解法所需的能量。再者，較低的入口壓力造成第一組及第二組熱交換管出口處較低的出口壓力，其具有應用較低壓力之第一及第二稀釋流的優點。經由降低第一及第二稀釋流所需的壓力，此揭示內容的方法提供節能且有蒸汽裂解效率的優點。
由前述敘述，熟悉此技藝者可輕易確定此揭示內容的基本特徵，且不悖離其精神及範圍，可完成此揭示內容的不同變化及修飾使其適於不同的用法及條件。
儘管本發明已經對照特定具體例予以描述且例示，但是普通熟悉此技藝者將明白此揭示內容本身能做許多變化而不一定要例示於此。為此理由，於是，為了判定本發明真實範圍的目的應該僅能參照後附的申請專利範圍。
1‧‧‧蒸汽裂解爐
3‧‧‧對流段
5‧‧‧第一預熱區
7‧‧‧第一預熱段
9‧‧‧第二預熱段
11‧‧‧第二預熱區
12‧‧‧熱煙道氣
13‧‧‧輻射段
15‧‧‧第一組熱交換管
17‧‧‧第二組熱交換管
19‧‧‧第三組熱交換管
31‧‧‧烴類進料
33‧‧‧預熱烴類進料
35‧‧‧流體
37‧‧‧第一稀釋流
39‧‧‧蒸氣－液體混合物流
41‧‧‧稀釋流
43‧‧‧熱交換管
45‧‧‧稀釋流
47‧‧‧第二稀釋流
49‧‧‧旁分稀釋流
51‧‧‧閃蒸流
53‧‧‧容器
55‧‧‧頭部蒸氣流
57‧‧‧底部流
59‧‧‧連通管
第1圖為此揭示內容的蒸汽裂解爐之概略流程圖。
1‧‧‧蒸汽裂解爐
3‧‧‧對流段
5‧‧‧第一預熱區
7‧‧‧第一預熱段
9‧‧‧第二預熱段
11‧‧‧第二預熱區
12‧‧‧熱煙道氣
13‧‧‧輻射段
15‧‧‧第一組熱交換管
17‧‧‧第二組熱交換管
19‧‧‧第三組熱交換管
31‧‧‧烴類進料
33‧‧‧預熱烴類進料
35‧‧‧流體
37‧‧‧第一稀釋流
39‧‧‧蒸氣－液體混合物流
41‧‧‧稀釋流
43‧‧‧熱交換管
45‧‧‧稀釋流
47‧‧‧第二稀釋流
49‧‧‧旁分稀釋流
51‧‧‧閃蒸流
53‧‧‧容器
55‧‧‧頭部蒸氣流
57‧‧‧底部流
59‧‧‧連通管

Claims (25)

  1. 一種用於處理烴類進料之方法，其包含：a.以0.05至0.9m/s的線性速度將該烴類進料供入蒸汽裂解爐之對流段的第一預熱區；b.在該第一預熱區中預熱該烴類進料以蒸發低於99重量%的烴類進料而形成蒸氣-液體混合物，其中，該第一預熱區包含第一預熱段及第二預熱段，其中該烴類進料係在790至1480kPa-a範圍的壓力及25至250℃範圍的溫度下供應至該第一預熱段以形成在約100至350℃範圍的溫度下排出該第一預熱段之預熱烴類產物，然後該預熱烴類產物之至少一部分係以第一稀釋流供應至該第二預熱段以形成在350至500℃範圍的溫度下排出該第一預熱段之蒸氣-液體混合物，以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少1重量%該蒸氣-液體混合物係呈液相，且以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少60重量%該蒸氣-液體混合物係呈蒸氣相；c.分離該蒸氣-液體混合物之至少一部分而形成蒸氣部分及液體部分；及d.將該蒸氣部分之至少一部分供至該蒸汽裂解爐。
  2. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該烴類進料以實質液相供入。
  3. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該第一對流段包含多個熱交換管組且該烴類進料流入該等管內。
  4. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該線性速度係 在0.05至0.85m/s的範圍。
  5. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該線性速度係在0.1至0.80m/s的範圍。
  6. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該第一預熱區包含第一預熱段及第二預熱段，其中該烴類進料係在790至1400kPa-a範圍的壓力及50至200℃範圍的溫度下供應至該第一預熱段。
  7. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  8. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該預熱烴類產物係實質液相。
  9. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該蒸氣-液體混合物具有在400至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少2重量%液體且其中該烴類進料之50至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  10. 如申請專利範圍第1項之方法，其中該蒸氣-液體混合物具有在450至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少5重量%液體且其中該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  11. 如申請專利範圍第1項之方法，其進一步包含在該步驟(c)之前混合第二稀釋流與該蒸氣-液體混合物。
  12. 如申請專利範圍第11項之方法，其中第二稀釋流包含蒸汽。
  13. 一種在具有對流段的蒸汽裂解爐中裂解烴類進料之方法，該對流段包含第一組、第二組及第三組熱交換管，該方法包含：a.供入具有至少1重量%低揮發性成分及至少0.1重量%焦炭前驅物的烴類進料至該對流段中所提供的第一組熱交換管，且入口線性速度為0.05至0.9m/s、壓力為790至1480kPa-a及溫度為25至250℃；b.預熱該烴類進料以形成具有低於350℃之溫度的預熱烴類產物；c.以第一稀釋流供應該預熱烴類產物之至少一部分至該第二組熱交換管以蒸發該烴類進料之至少一部分而形成具有在350至500℃範圍的溫度之蒸氣-液體混合物且該蒸氣-液體混合物包含，以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計，至少1重量%液體與至少60重量%蒸氣；d.分離步驟(c)該蒸氣-液體混合物之至少一部分以形成蒸氣部分及液體部分；及e.將步驟(d)該蒸氣部分之至少一部分供至該第三組熱交換管。
  14. 如申請專利範圍第13項之方法，其進一步包含在步驟(d)之前混合第二稀釋流至該蒸氣-液體混合物。
  15. 如申請專利範圍第13項之方法，其進一步包含在步驟(e)之前混合該蒸氣部分與包含蒸汽的第三稀釋 流。
  16. 如申請專利範圍第13項之方法，其中該烴類進料之10至95百分比在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  17. 如申請專利範圍第13項之方法，其中該烴類進料包含蒸汽裂解製氣油和殘餘物、製氣油、加熱用油、噴射機燃料、柴油、煤油、汽油、焦化汽油(coker naphtha)、蒸汽裂解粗汽油、催化裂解粗汽油、加氫裂解產物、重組物、提餘液重組物、費托液(Fischer-Tropsch liquid)、費托氣、費托蠟、蒸餾物、原油、常壓管式蒸餾釜底部物(atmospheric pipestill bottom)、包括底部物的真空管式蒸餾釜流、真空製氣油、重氣油、受原油污染的輕油、常壓重油、重質殘油、C4 /殘油混合物、輕油殘油混合物及低硫蠟渣中之其一或更多。
  18. 一種在具有輻射段燃燒器及對流段的蒸汽裂解爐中將烴類進料裂解為輕質烯烴之方法，該對流段包含第一組、第二組及第三組熱交換管，該方法包含：a.在790至1480kPa-a範圍的壓力及25至250℃範圍的溫度下供入該烴類進料至該對流段中所提供的第一組熱交換管，且線性速度為0.05至0.9m/s；b.預熱該烴類進料以形成具有低於350℃之溫度的預熱烴類產物；c.以第一稀釋流供應該預熱烴類產物之至少一部分至該第二組熱交換管以蒸發該烴類進料之至少一部分而形成 具有在350至500℃範圍的溫度之蒸氣-液體混合物且該蒸氣-液體混合物包含，以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計，至少1重量%液體與至少60重量%蒸氣；d.分離步驟(c)該蒸氣-液體混合物之至少一部分以形成蒸氣部分及液體部分；及e.將步驟(d)該蒸氣部分之至少一部分供至該第三組熱交換管。
  19. 如申請專利範圍第18項之方法，其中該蒸氣-液體混合物具有在400至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少2重量%液體且其中該烴類進料之50至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  20. 如申請專利範圍第18項之方法，其中該蒸氣-液體混合物具有在425至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少3重量%液體且其中該烴類進料之40至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  21. 如申請專利範圍第18項之方法，其中該蒸氣-液體混合物具有在450至500℃範圍的溫度且包含以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計至少5重量%液體，且其中該烴類進料之10至99.99重量%在低於根據ASTM D-2887測量的590℃時沸騰。
  22. 如申請專利範圍第18項之方法，其中該第一組熱交換管的總壓降由該第一組熱交換管引入點的壓力減去該 第一組熱交換管排出點算出來係小於100kPa。
  23. 如申請專利範圍第18項之方法，其中該第二組熱交換管的總壓降由該第二組熱交換管引入點的壓力減去該第二組熱交換管排出點算出來係小於500kPa。
  24. 一種適於將烴類進料蒸汽裂解為輕質烯烴之裝置，其包含：a.蒸汽裂解爐，其包含適於提供輻射熱和熱煙道氣的輻射段燃燒器及具有第一組、第二組及第三組熱交換管的對流段；b.用於以0.05至0.9m/s的線性速度、790至1480kPa-a範圍的壓力及25至250℃範圍的溫度將該烴類進料供入該第一組熱交換管的機構；c.用於維持該烴類進料在低於350℃的溫度下排出該第一組熱交換管的機構；d.用於同時供應第一稀釋流與來自機構(c)的預熱烴類產物至少一部分至適於蒸發低於99重量%的烴類進料之第二組熱交換管而形成蒸氣-液體混合物的機構，其中，該蒸氣-液體混合物包含，以該蒸氣-液體混合物中的烴類總重量計，至少1重量%液體與至少60重量%蒸氣；e.用於維持該蒸氣-液體混合物在350至500℃範圍的溫度下排出該第二組熱交換管的機構；f.適於分離來自機構(e)的蒸氣-液體混合物之至少一部分而形成蒸氣部分及液體部分的容器；及g.用於將來自容器(f)的蒸氣部分之至少一部分供至 該第三組熱交換管的機構。
  25. 如申請專利範圍第24項之裝置，其進一步包含在容器(f)之前用於混合第二稀釋流至該蒸氣-液體混合物的機構。
TW097124712A 2007-08-21 2008-07-01 蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置 TWI500754B (zh)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
PCT/US2007/018486 WO2009025640A1 (en) 2007-08-21 2007-08-21 Process and apparatus for steam cracking hydrocarbon feedstocks

Publications (2)

Publication Number Publication Date
TW200909572A TW200909572A (en) 2009-03-01
TWI500754B true TWI500754B (zh) 2015-09-21

Family

ID=39296676

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
TW097124712A TWI500754B (zh) 2007-08-21 2008-07-01 蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置

Country Status (3)

Country Link
CN (1) CN101796167B (zh)
TW (1) TWI500754B (zh)
WO (1) WO2009025640A1 (zh)

Families Citing this family (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8399729B2 (en) 2010-07-09 2013-03-19 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Integrated process for steam cracking
US8361311B2 (en) 2010-07-09 2013-01-29 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Integrated vacuum resid to chemicals conversion process
SG185809A1 (en) 2010-07-09 2013-01-30 Exxonmobil Chem Patents Inc Integrated vacuum resid to chemicals coversion process
SG186124A1 (en) 2010-07-09 2013-01-30 Exxonmobil Chem Patents Inc Integrated process for steam cracking
US8658023B2 (en) * 2010-12-29 2014-02-25 Equistar Chemicals, Lp Process for cracking heavy hydrocarbon feed
FR2979257B1 (fr) * 2011-08-26 2013-08-16 Ifp Energies Now Reacteur echangeur pour la production d'hydrogene avec faisceau de generation vapeur integre
US10017702B2 (en) * 2014-10-07 2018-07-10 Lummus Technology Inc. Thermal cracking of crudes and heavy feeds to produce olefins in pyrolysis reactor
CN109694730B (zh) * 2017-10-24 2022-01-04 中国石油化工股份有限公司 一种原油裂解制备低碳烯烃的方法及装置
WO2019116122A1 (en) * 2017-12-15 2019-06-20 Sabic Global Technologies B.V. Method for preheating naphtha in naphtha catalytic cracking processes
CN112745882A (zh) * 2019-10-29 2021-05-04 中国石油化工股份有限公司 一种裂解原油的裂解炉及其原油制备低碳烯烃的系统及方法
CN114100172B (zh) * 2021-10-27 2022-12-27 中国石油化工股份有限公司 一种化工残液的处理方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TW503259B (en) * 2000-03-08 2002-09-21 Shell Internattonale Res Mij B Pyrolyzing crude oil and crude oil fractions containing pitch
CN1665909A (zh) * 2002-07-03 2005-09-07 埃克森美孚化学专利公司 重质烃原料的蒸汽裂化方法
CN1957069A (zh) * 2004-05-21 2007-05-02 埃克森美孚化学专利公司 在裂化含残油的烃原料中所使用的蒸气/液体分离设备

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2600666B1 (fr) * 1986-06-25 1988-10-07 Naphtachimie Sa Procede et four de vapocraquage d'hydrocarbures liquides destines a la fabrication d'olefines et de diolefines
JPH0819420B2 (ja) * 1988-09-05 1996-02-28 三井石油化学工業株式会社 低品位原料の分解処理方法
EP1797161A2 (en) * 2004-10-08 2007-06-20 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Process to prepare ethylene and/or propylene from a carbon containing feedstock

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TW503259B (en) * 2000-03-08 2002-09-21 Shell Internattonale Res Mij B Pyrolyzing crude oil and crude oil fractions containing pitch
CN1665909A (zh) * 2002-07-03 2005-09-07 埃克森美孚化学专利公司 重质烃原料的蒸汽裂化方法
CN1957069A (zh) * 2004-05-21 2007-05-02 埃克森美孚化学专利公司 在裂化含残油的烃原料中所使用的蒸气/液体分离设备

Also Published As

Publication number Publication date
TW200909572A (en) 2009-03-01
CN101796167A (zh) 2010-08-04
CN101796167B (zh) 2013-05-01
WO2009025640A1 (en) 2009-02-26

Similar Documents

Publication Publication Date Title
TWI500754B (zh) 蒸汽裂解烴類進料的方法與裝置
US11634649B2 (en) Integrated pyrolysis and hydrocracking units for crude oil to chemicals
JP5166674B2 (ja) 重炭化水素供給原料の水蒸気分解処理
US7297833B2 (en) Steam cracking of light hydrocarbon feedstocks containing non-volatile components and/or coke precursors
TWI434922B (zh) 利用部份汽化作用及裂解線圈之個別控制組自烴進料產生低碳數烯烴之改良方法
EP1769056B1 (en) Steam cracking of light hydrocarbon feedstocks containing non-volatile components and/or coke precursors
CN1957068B (zh) 含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽裂化
US7220887B2 (en) Process and apparatus for cracking hydrocarbon feedstock containing resid
US11959032B2 (en) Process for mixing dilution steam with liquid hydrocarbons before steam cracking
US20040004022A1 (en) Process for steam cracking heavy hydrocarbon feedstocks
KR20080110875A (ko) 2개의 기액 분리기를 이용하여 중질 탄화수소 공급원료로부터 저급 올레핀을 생산하는 개량된 방법
KR20100040734A (ko) 상압 증류를 사용한 탄화수소 열 크래킹
US20090050530A1 (en) Process and Apparatus for Steam Cracking Hydrocarbon Feedstocks
KR20090079892A (ko) 증류물 생산이 증가된 전체 원유 및/또는 응축물 공급원료를 활용한 올레핀의 제조
US8273936B2 (en) Process for cracking heavy hydrocarbon feed
RU2786677C1 (ru) Способ преобразования сырых нефтей и конденсатов в химические продукты с использованием комбинации добавления водорода и удаления углерода
KR100818648B1 (ko) 비휘발성 성분 및/또는 코크스 전구체를 함유한 탄화수소공급원료의 증기 분해

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Annulment or lapse of patent due to non-payment of fees