使用全馏分原油/冷凝物原料生产烯烃增强了蒸馏物的生产的制作方法

专利名称：使用全馏分原油/冷凝物原料生产烯烃增强了蒸馏物的生产的制作方法
使用全馏分原油/冷凝物原料生产烯烃增强了蒸馏物的生产
背景技术：
发明领域
本发明涉及以与原油炼油厂集成的方式对液体全馏分原油和/或衍生自天然气的冷凝物进行热裂化而生成烯烃。更具体地，本发明涉及使用全馏分原油和/或天然气冷凝物作为在热解炉中采用烃热裂化工艺的烯烃生产装置的原料，和以保留蒸馏物范围的组分免受裂化作用的方式进行的原油精炼。
现有技术描述
烃的热(高温)裂化是广泛用于生产烯烃例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳烃例如苯、甲苯和二甲苯的非催化的石化工艺。
基本上，通过蒸馏或其它方式分馏全馏分原油而产生的烃原料例如石脑油、瓦斯油或全馏分原油的其它馏分，与充作稀释剂的蒸汽混
合以使烃分子保持分开。所述蒸汽/烃混合物被预热至约900 -约l，OOO华氏度(。F或F)，然后进入反应区，在那里将它非常迅速地加热到约1，450 -约1， 550F的剧烈烃裂化温度。热裂化无需任何催化剂的帮助即可完成。
该方法在反应区压力为约10-约30 psig的热解炉(蒸汽裂化器)中实施。热解炉内部具有对流段和辐射段。预热在对流段完成，而剧烈裂化在辐射段发生。
剧烈热裂化后，所述热解炉的流出物含有多种气态烃，例如每分子l-35个碳原子。这些气态烃可以是饱和的、单不饱和的和多不饱和的，并可以是脂族的、脂环族的和/或芳族的。裂化的气体也含有大量的分子氢(氢气)。
因此，在工业化烯烃生产装置中实施的常规的蒸汽(热)裂化，采用了全馏分原油的馏分，并在对其进行热裂化时全部蒸发该馏分。裂化的产物可含有，例如，约l重量百分比(wt%)的氢气、约10wt%的曱烷、约25wt%的乙烯和约17wt%的丙烯，全部wt。/。基于所述产物的总重量，其余主要由每分子具有4-35个碳原子的其它烃分子组成。
然后裂化产物进一步在烯烃生产装置中加工以生产作为该装置产物的各种分开的单独的高纯度物流，例如氢气、乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的混合烃、燃料油和高温热解汽油。前述每种分开的单独的物流凭其自身的品质是有价值的工业产品。因此，烯烃生产装置当前釆用全馏分原油物流的一部分(馏分)并由其产生多种分开的、有价值的产品。
天然气和全馏分原油在许多孔隙度广泛变化的地下地质地层(岩层)中天然形成。许多这些地层被密封的岩石层覆盖。天然气和全馏分原油(原油)也积聚在各种低于地球表面的地层学上的阱中。因此汇集了大量的天然气和/或原油，在地球表面以下不同深度处形成了含烃的地层。大量的这种天然气与原油紧密物理接触，并因此从原油中吸收了许多较轻的分子。
当油井钻孔钻到地球中并刺穿这样的含烃底层的一块或多块时，可以将天然气和/或原油从该油井钻孔回收至地球表面。
本文所使用的术语"全馏分原油"和"原油"是指从井口流出的与任何可能存在的天然气分开的液体(在地球表面的正常盛行的温度和压力条件下)原油，但不包括为使这种原油适于运输到原油炼厂和/或这种炼厂的常规蒸馏而对其进行的任何处理。该处理可包括诸如脱盐之类的步骤。因此，"全馏分原油"是适合于在炼厂中蒸馏或以其它方式分馏的原油，但它没有经过任何这类蒸馏或分馏。"全馏分原油"可包括，但没必要总是包括，非沸腾物质，例如沥青或焦油。因此，如果不是不可能，难以提供全馏分原油的沸程。因此，全馏分原油可以是一种或多种直接来自于油田管道和/或常规原油存储设施的原油，视可得性而定，没有任何在先的分馏。
天然气，类似于原油，当产生到地球表面时，其组成可宽泛变化，但通常含有大量的，最通常主要量的，即大于约50重量百分比(wt% )的甲烷。天然气通常也携带少量(小于约50wt% )、通常小于约20wt%的以下物质的一种或多种乙烷、丙烷、丁烷、氮气、二氧化碳、硫化氢等。许多，但不是所有的天然气物流在刚从地下生产出来时可含有少量(小于约50wt% )、通常小于约20wt。/。的每分子具有5-12个(包括5个和12个)碳原子的烃(C5-C12)，这些烃在地球表面通常盛行的环境大气温度和压力条件下通常不是气态，且一旦天然气被生产到地球表面，它们会从天然气中冷凝出来。所有的wt。/。基于讨论中的天然气物流的总重量。
当将各种天然气物流生产到地球表面时，在收集该物流之处的地球表面盛行的温度和压力条件下，通常自然地从这样生产的天然气物流中冷凝出经组合物。这样，在同一盛行条件下产生了与通常气态的天然气分开的通常液态的烃冷凝物。所述通常气态的天然气可含有甲烷、乙烷、丙烷和丁烷。从所生产的天然气物流中冷凝出来的所述通常液态的烃馏分通常被称作"冷凝物，，，并通常含有比丁烷更重的分子(C5至约C20或略微更高)。从所生产的天然气中分离出来后，该液体冷凝物馏分与通常被称作天然气的剩余的气态馏分分开被加工。
因此，从第 一次被生产到地球表面的天然气物流中回收的冷凝物与天然气(主要是曱烷)从组成意义来讲不是严格相同的物质。从组成意义来讲，它与原油也不是相同的物质。冷凝物占据了在通常气态的天然气和通常液态的全馏分原油之间的特定范围(niche)。冷凝物含有比通常气态的天然气更重的烃，和在全馏分原油的最轻端的烃范围。
冷凝物，不象原油那些，可通过其沸点范围来表征。冷凝物通常在约100-约650华氏度(F)的范围内沸腾。具有该沸腾范围的冷凝物含有多种烂物质。这些物质可以包括构成通常称作石脑油、煤油、柴油燃料和瓦斯油(燃料油、炉油、加热油等)的馏分的化合物。石脑油和相关的沸点更低的物质(石脑油)在C5-C10范围内，包括C5和C10，并是冷凝物中沸程最低的馏分，其在约100-约400F范围内沸腾。石油中间蒸馏物(煤油、柴油、常压瓦斯油)通常在C10至约C20或略微更高的范围内，并且其绝大部分通常在约350-约650F的范围内沸腾。本文中将它们分别地和共同地称作"蒸馏物"或"蒸馏物类(distillates)"。应该注意的是，不同的蒸馏物组合物可具有低于350F和/或高于650F的沸点，但这样的蒸馏物包括在前述和本发明的所述350-65OF范围内。如上所述，用作常规烯烃生产装置的起始原料通常在它到达该装置之前已经首先经过大量的昂贵的处理。通常，在原油炼厂中，冷凝物和全馏分原油被蒸馏或以其它方式分馏成多种馏分例如汽油、石脑油、煤油、瓦斯油(减压或常压)等，包括，在原油而非天然气的情况下，高沸点渣油。因此，除了渣油外，可将任何这些馏分送到烯烃生产装置作为该装置的起始原料。
希望能够预测炼厂蒸馏单元(全馏分原油加工单元)的资金和操作成本，所述单元加工冷凝物和/或原油以生成充作常规烯烃生产装置起始原料的烃馏分。然而，直到现在，现有技术教导了要避免使用沸程分布太宽的均匀的烃馏分。例如，参见授予Lenglet的美国专利号5， 817， 226。
最近，美国专利号6， 743,961 (下文中称作"USP，961")被授予Donald H. Powers。该专利涉及通过采用含有填料的蒸发/温和裂化区来裂化全馏分原油。该区以这样的方式操作以使得尚未蒸发的全馏分原油的液相被保持在该区中直到更稳定的烃液体组分的裂化/蒸发得以最大化。这允许仅生成最少的固体残渣，该残渣作为填料上沉积物而剩下。该残渣后来理想地在正常的炉除焦循环过程中通过常规的蒸汽空气除焦而从填料上烧掉，参见该专利的第7栏第50 - 58行。因此，该专利的第二区9充作在该工艺所使用的条件下不能裂化或蒸发的原油原料的组分(包括烃物质)的阱，参见该专利的第8栏第60-64行。
仍更最近地，美国专利7, 019， 187授予了 Donald H.Powers。该专利涉及在USP，961中公开的方法，但采用了温和的酸性裂化催化剂来促使所述蒸发/温和裂化单元的整体功能更多地朝着蒸发(没有在先的温和裂化)-温和裂化(然后是蒸发)图的温和裂化端进行。
授予Donald H.Powers的美国专利号6, 979， 757涉及在USP，961中所公开的方法，但它除去至少一部分剩留在所述蒸发/温和裂化单元中的尚未蒸发或温和裂化的液体烃。原油原料的这些液体烃组分从该单元的底部附近排出，并送至分开的受控制的抽空设备中以对此前耐受住蒸发和温和裂化的那些稳定的烃组分提供额外的裂化能量。因此，该发明也试图促使在蒸发/温和裂化单元中的整个过程更多地朝着前述的蒸发-温和裂化图的温和裂化端进行。
通过引用将前述专利的公开内容全部并入本文。
2005年9月2日提交的美国专利申请序列号11/219， 166与USP，961具有共同的发明人和受让人，其涉及使用全馏分原油作为烯烃装置的原料以生产烃蒸气和液体的混合物的方法。将蒸气烃与剩余的液体分开，并将所述蒸气送至剧烈裂化操作中。
在汽油需求增加的时期内，可通过使包括蒸馏物在内的各种原油馏分经过各种精炼催化裂化工艺例如流体催化裂化来增加汽油供应(池)。因此，每桶原油产生的汽油/石脑油的量会增加，如果希望的话。用以上定义的蒸馏物却并不是这样。从每桶原油中回收的蒸馏物的量是固定的，并且不能随着汽油而增加。增加蒸馏物生产(供应)的唯一方法是精炼额外桶的原油。
因此，正是高度希望从否则要成为热裂化炉的原料的物质中回收蒸馏物的时机(该热裂化炉从这样的原料生成烯烃)，和本发明刚好提供这才羊的方法。
通过使用本发明，可单独地从裂化原料中回收供应短缺的有价值的蒸馏物，并因此免于被转化成不那么有价值的裂化产物。通过本发明，不仅使高品质蒸馏物免于裂化，而且这样做与本领域技术人员已经显而易见的方法相比，具有更大的热效率和更低的资金花费。
该裂化原;中蒸馏:蒸馏物。该方法将需要大'量的资金以建'i该i并为
其配备与这样的塔在一起的通常的再沸器和塔顶冷凝设备。通过本发明，以这样的方式采用分离器(splitter)以使得在更低的资金成本上实现比蒸馏塔大得多的能量效率。通过本发明，削减了再沸器、塔顶冷
8凝器和相关的蒸馏塔设备而不消除它们的功能，因此在资金成本上显著节约。而且，本发明在操作中呈现出比蒸馏塔大得多的能量效率，因为本发明不需要蒸馏塔所需要的额外的能量，因为本发明改为将以前要花
费在裂化炉操作中的能量用于其分离(splitting)功能(与用来操作裂化炉上游的单独设立的蒸馏塔的能量不同)，和所述分离器的蒸气产物直接进到所述炉的裂化段。
最后，本发明将前述方法与常规炼油步骤集成，以通过所述方法与原油精炼步骤的集成，通过裂化低辛烷值直馏石脑油、分离稀有的直馏蒸馏物组分和使高辛烷值汽油产量最大化来使每桶原油/冷凝物的有效利用最大化。
发明概述
根据本发明，提供了使用全馏分原油和/或天然气冷凝物作为如以上所限定的烯烃生产装置的原料的方法，该方法使如以上所限定的蒸馏物(其离开作为所述烯烃装置的原料)、沸腾温度比蒸馏物低的物质的回收最大化，并通过所述方法与原油精炼步骤的集成使该蒸馏物回收最大化。
附图描述


图1显示了本发明范围内的一种方法的简化的流程图。图2显示了本发明范围内的一个实施方案。
发明详述
本发明中所使用的术语"烃"和"烃类"和"烃质"并不是意味着严格地或仅含有氩原子和碳原子的物质。这类术语包括在性质上为烃质的物质，它们主要或基本上由氢和碳原子组成，但可以含有其它元素例如氧、硫、氮、金属、无机盐等，甚至以显著的量含有。
本发明中所使用的术语"气态"意味着一种或多种基本上处于蒸气状态的气体，例如，单独的蒸汽、蒸汽和烃蒸气的混合物等。
本发明中所使用的术语"焦炭"意味着任何高分子量烃质固体并包括由多核芳烃的缩合而生成的化合物。
本发明有用的烯烃生产装置将包括用于最初接收和裂化所述原料的热解(热裂化)炉。用于烃的蒸汽裂化的热解炉通过对流和辐射加热，并包含一系列预热、循环和裂化管，通常是这样的管的管束，以预热、运输和裂化所述烃原料。通过位于炉的辐射段的燃烧器提供高裂化热。这些燃烧器的废气循环穿过炉的对流段以提供预热进口烃原料所需的热量。所述炉的对流和辐射段连接在"交叉，，处，和以上提到的管将所述烃原料从一个段的内部输送至下一个段的内部。
裂化炉被设计用于在辐射段中在辐射管(盘管)入口处开始快速加热，在辐射管入口处由于温度低而反应速率常数低。大多数传入的热量简单地使烃从入口温度升高至反应温度。在盘管的中部，升温速率较低但裂化速率是可观的。在盘管的出口处，升温速率稍微增加但不如在入口处迅速。反应物消失的速率是它的反应速率常数乘以它的局部浓度之积。在盘管的末端，反应物浓度低，且通过提高工艺气体温度可得到额外的裂化。
原料烃的蒸汽稀释降低了烃分压，强化了烯烃的生成，并减少了在辐射管中生成焦炭的趋势。
裂化炉通常具有矩形的燃烧室，竖直的管道居中位于辐射耐火壁之间。这些管道从它们的上端进行支撑。
使用气态或气态/液态混合燃料，由装配在壁或地板上的燃烧器或二者的组合来完成对辐射段的烘烤。燃烧室通常处于微负压下，最通常具有向上的烟道气流。通过至少一个自然通风扇或诱导通风扇来使烟道气流入对流段。
辐射盘管通常悬挂在燃烧室中心下方的单独的平面上。它们可被套入单独的平面内或平行放置在交错的双排管布置中。从燃烧器向辐射管
的热传递主要通过辐射进行，因此烃在热"辐射段，，被从约1450°F加热到约1550。F，并因此经过剧烈裂化。
因此，所述最初空的辐射盘管是受热的(fired)管式化学反应器。进料到该炉中的烃在对流段通过来自辐射段的烟道气、对流段中原料的蒸汽稀释等的对流加热被预热至约900。F-约IOOO叩。预热后，在常规
工业炉中，该原料准备进入辐射段。在典型的炉中，所述对流段可含有多个区。例如，原料可以在第一上区中进行初始预热，锅炉进料水在第二区中加热，混合的原料和蒸汽在第三区中加热，蒸汽在第四区中进行过热，和最终的原料/蒸汽混合物在底部即第五区中预热至完成。区的数目和它们的功能可相当地不同。因此，热解炉可以是复杂的和可变的结构。
离开辐射段的裂化的气态烃被快速降温以防止裂化模式的破坏。在裂化的气体被进一步在烯烃生产装置中的下游加工之前对其进行冷却，以高压蒸汽的形式回收大量的能量，所述高压蒸汽用于在所述炉和/或烯烃装置中再次利用。这通常通过使用本领域公知的在线换热器
(transfer - line exchangers)来完成。
辐射盘管设计者努力实现短停留时间、高温和低烃分压。盘管长度和直径通过每个盘管的进料速率(feed rate)、与温度性能有关的盘管冶金学、和盘管中焦炭的沉积速率而确定。盘管范围从具有低进料速率的单个小直径管和每个炉许多盘管到具有高进料速率的长的大直径管和每个炉较少的盘管。较长的管可由用U型转向弯头连接的管长组成。
可采用管的各种组合。例如，并联的四根窄管可进料至两根也是并联的更大直径的管，后者则进料至串联连接的仍更大的管。因此，盘管长度、直径、和串联/并联流动的安排在炉和炉之间可广泛地加以变化。炉，由于它们的设计性质特征，通常要根据它们的制造商来提及。本发明适用于任何热解炉，包括但不限于由Lummus， M. W. Kellog & Co.、Mitsubishi, Stone & Webster Engineering Corp. 、 KTI Corp. 、 Linde-Selas制造的那些，等等。
由所述炉中流出的裂化的烃的下游加工相当地不同，并具体地基于起始烃原料是气体还是液体。由于本发明使用全馏分原油和/或液体天然气冷凝物作为原料，本文中的下游加工将针对液体进料的烯烃装置来描述。对于现有技术中来自液体原料、石脑油至瓦斯油的裂化的气体烃和对于本发明的原油和/或冷凝物的下游加工，比气态原料更加复杂，因为在所述液体原料中存在更重的烂组分。
就液体烃原料的下游加工而言，尽管它可在各装置间有所变化，但通常对炉流出物在例如前述的在线换热器中进行热交换以后进行油急 冷。因此，所述裂化的烃物流经过初级分馏以除去重液体，然后压缩未 冷凝的烃，并从中除去酸性气体和水。然后分别分离各种想要的产物，
例如乙烯、丙烯、每分子具有4个碳原子的烃的混合物、燃料油、热裂 解(pyrolysis)汽油和高纯度氯气物流。
根据本发明，提供了使用没有经过分馏、蒸馏等的原油和/或冷凝 物液体作为烯烃装置热裂解炉的全部或绝大部分初始(起始)原料的方 法。通过这样做，本发明消除了对把冷凝物耗资巨大地蒸馏成各种馏分 例如石脑油、煤油、瓦斯油等以充作炉的起始原料的需要，而这种蒸馏 如上文所述，是现有技术中首先要做的。
通过本发明，当使用原油和/或冷凝物作为初始原料时，实现了上 述优点(资金成本的降低和能量效率)。这样做，实现了被送至所述炉 的辐射段的烃物流的完全蒸发，同时使最初存在于所述液体冷凝物原料 中的蒸馏物馏分基本上保持在液态，便于将它们与待裂化的更轻的蒸气 烃分开。
本发明可使用例如USP，961中公开的装置来实施。因此，本发明使 用配套的(self-contained)蒸发设备来实施，该配套的蒸发设备单 独操作并独立于所述对流和辐射段，并可用作(1)所述炉的集成段， 例如在所述炉的内部在或靠近所述对流段但在所述辐射段的上游和/或 (2)在所述炉本身的外部，但与所述炉以流体连通。当在所述炉的外 部使用时，原油和/或冷凝物初始原料在炉的对流段进行预热，流出所 述对流段和所述炉至单独设立的蒸发设备。然后把这个单独设立的设备
的蒸气烃产物送回到所述炉中以进入它的辐射段。如果希望，可在不同 于所述炉的对流段的地方进行预热，或以所述炉的内部和/或外部的任 意组合来预热，且仍落在本发明的范围之内。
本发明的蒸发单元(例如USP，961的段3)接收可以或可以未被预 热至例如约环境温度至约350F、优选约200 -约350F的所述冷凝物原 料。与所述原料的完全蒸发所需要的温度相比，这是较低的温度范围。 任何预热优选地，但不是必须地，发生在以这种冷凝物作为初始原料的同一炉的对流段。
因此，本发明的蒸发操作步骤中的第一区(在USP，961中为区4) 采用蒸气/液体分离，其中预热的原料物流中的蒸气烃和其它气体(如 果有的话)与预热后仍保持液态的那些蒸馏物组分分离。前述的气体从 该蒸气/液体分离段移出并送到所述炉的辐射段。
在该第 一 区例如上区中蒸气/液体分离以本领域公知且显而易见的 任何常规方式、各种方法和手段来分离出蒸馏物。用于液体蒸气/液体 分离的适宜的设备包括具有切向蒸气入口的液体分离容器、离心分离 器、常规的旋风分离器、schoepentoeters、叶轮液滴分离器(vane droplet separator )等。
如此与前述蒸气分开的液体运动至第二区例如较低的区(在 USP，961中为区9)。这可通过外部管道来完成。或者这可在所述蒸发 单元的内部完成。进入并沿着该笫二区的长度运动的液体与逆流而来的 物流例如上升蒸汽相遇。不含所除去的气体的该液体，接受该逆流而来 的蒸汽的热能的全部影响和稀释效果。
该第二区可载有至少一种液体分布设备例如多孔板、槽式分布器、 双流体盘、升气管型塔盘、喷射喷嘴等。
该第二区也可在其一部分中栽有一个或多个常规的塔填充材料和/ 或塔盘以促进液体和气体在该第二区中的紧密混合。
随着其余的液体烃运动(下降)穿过该第二区，可能存在的更轻的 物质例如汽油或石脑油可被与其接触的高能量蒸汽蒸发绝大部分。这使 得更难以蒸发的烃组分能够继续下降并经受越来越高的蒸汽与液体烃 的比例和越来越高的温度以使得它们能够被蒸汽的能量和降低了的液 体烃分压与升高了的蒸汽分压共同蒸发。
图1显示了本发明的方法的一个实施方案。出于简化和筒短目的， 本文的图1以及图2是非常概略的，如以上所讨论的，实际的炉是复杂 的结构。图l显示了常规裂化炉1，其中原油原始原料2被送至炉1的对 流段的预热段3。该预热段3也可含有常规的加温器，其中锅炉原料水 (BFW) 4和5也被加热。蒸汽6也在所述炉的该段被过热，用于本发明的方法中。
然后通过管道(管线)10将该预热的原油裂化原料送至前述蒸发单
元11，该单元被分成上部蒸发区l2和下部区l3。该单元11实现了至 少显著部分的在所述预热步骤后保持为液态的石脑油和汽油沸程和更 轻的物质的主要的(绝大部分的)蒸发。与单元11所接收的预热的原
料相伴的气态物质，和在区12中生成的额外的气态物质，通过管线l4 从区12中移出。因此，管线14将区12中存在的基本上所有所述更轻 的烃蒸气例如石脑油和汽油沸程和更轻的带走。区12中存在的液体蒸 馏物，具有或不具有一些液体汽油和/或石脑油，经由管线15从那里移 出，并送入下部区13的上方内。在该实施方案中，区12和13通过不 可透过的壁16 (其可以是固体塔盘)分开以免彼此以流体连通。管线 15表示在区12和13之间的外部流体下降流连通。代替该外部流体下降 流连通或除了该外部流体下降流连通之外，区12和13可在它们之间具 有内部流体连通，这通过^f吏用一个或多个设计上允许液体向下通过进入 到区13的内部和蒸气向上进入到区12的内部的塔盘将壁16改为至少 部分液体可透过的来实现。例如，可使用升气管型塔盘代替不可透过的 壁16,在这种情况下，管线17输送的蒸气将在单元11内向下输送到区 13而不是经由管线15在单元11的外部输送。在这种内部下降流情况下， 分布器18变成任选的。
无论通过何种方式将液体从区12移至区13,该液体向下运动进入 区13,并因此可遇到至少一个液体分布设备18。设备18均匀地沿着单 元11的横截面分布液体，以使得该液体将均勻地穿过该塔的宽度与填 料19接触。
稀释蒸汽6穿过过热区20,然后经由管线21进入填料19下方的区 13的下部分22。在填料19中，来自管线21的液体和蒸汽彼此均匀混 合，因此蒸发一些液体15。这种新生成的蒸气，与稀释蒸汽21—起， 经由管线17从区13中移出，并加入到管线14中的蒸气中，以在管线 25中形成合并的烃蒸气产物。物流25可含有大量的来自原料2的烃蒸 气例如汽油和石脑油和蒸汽。物流17因此表示原料物流2的一部分加上稀释蒸汽21减去存在于 塔底物流26中的来自原料2的液体蒸馏物和更重组分。物流25穿过炉 1的对流区的更热(更低)段中的混合原料预热区27，以进一步增加所 有存在的物质的温度，然后经由交叉管线28进入到炉1的辐射燃烧室 中的辐射盘管(管)29。管线28可以在炉导管30的内部或外部。
物流6可以全部在区13中使用，或者其一部分可以在管线l4和/ 或管线25中使用，以帮助防止在管线14或25中形成液体。
在炉1的辐射燃烧室段，含有多种不同的烃组分的来自管线28的 原料经过如上所述的剧烈热裂化条件。
裂化产物通过管线31离开炉1的所述辐射燃烧室段，用于在如 USP，961中所示的炉1的烯烃装置下游的其余部分进行进一步加工。
单元11的区13提供用于使液体15与热气体或多种气体例如蒸汽 21接触的表面积。区13内的液体和气体的逆流流动使得最重的(沸点 最高的)液体能够在最高的热气体/烃比例下同时与最高温的气体接触。
依据本发明的炼厂集成方面，单元11的塔底物流26，其含有大量 的，如果不是大多数的或全部的，原料2中的蒸馏物，被通过管线26 送至原油炼厂中的常压蒸馏区(塔)32,其以常规方式将原料26分离 成它的各种馏分，例如一种或多种煤油馏分33和34、常压瓦斯油35 和常压渣油36。塔底物质36可以作为该方法的产物出售或用作催化裂 化单元的原料或用在重燃料油的生产或它们的任意组合中。
在常规的烯烃生产装置中，预热的原料10将与稀释蒸汽21混合， 和该混合物然后将从预热区3直接送至炉1的辐射段29,并经受剧烈热 裂化条件。相反，本发明改为将该预热的原料在例如约200-约350F的 温度下送到单独设立的单元11中，如图1的实施方案中所示。如图1 所示，该单元位于炉l的外部。
在图1的实施方案中，单元11经由管线IO接收来自炉1的预热的 原料。在本发明的其它实施方案中，不需要使用预热区3，和将原料2 直接进料到单元11中。
出于清楚和理解起见，图1的实施方案是本发明的直截了当的表示。实际上，区13的操作与现存的原油炼厂的集成将是更复杂的。例如， 物流26，可首先与原油原料(该原油原料在本发明前通常被导入到炼厂 单元32中)混合，而不是被直接进料到炼厂单元32中。因此，在图1 的实施方案中，物流26可与新鲜的原油原料37混合，该原油原料37 在不能得到物流26时通常被进料到单元32中。原油原料和区13塔底 产物26的混合物然后将作为单一的进料混合物送至单元32。在这种情 况下，图1的单元32将产生至少一种额外的物流38，其含有衍生自原油 原料37的轻汽油/石脑油。
将物流26加入到常规原油原料37中具有非常明显的优点由单元 32回收的蒸馏物33-35的数量比否则在单元32仅加工原油原料37而回 收的数量有很显著的提高。将区13与原油炼厂的正常操作集成的其它 优点对于本领域技术人员来说将是显而易见的，并且在本发明的范围 内。
图2显示了本发明范围内的方法的另一个实施方案。在图2中，显 示了依据本发明的另一种原油炼厂集成。在图2中，图1的常压塔底产 物36作为原料输送到常规减压蒸馏单元37，该减压蒸馏单元37将原料 36至少分离成至少减压瓦斯油馏分38,从而剩下减压塔底馏分39。减压 瓦斯油馏分38可以用作常规催化裂化单元的原料。渣油39可以用作常 规延长焦化单元的原料。
在图1和2的说明性的实施方案中，分离出的液体烃15含有大多 数，如果不是全部，的原料2的蒸馏物含量。取决于区12的操作温度， 液体15可以基本上仅含有一种或多种前述蒸馏物物质或可以含有这样 的物质加上有限量的更轻的物质例如石脑油。有时会希望在蒸馏物产物 中具有有限量的石脑油，和本发明提供了生成基本上仅由蒸馏物馏分组 成或由蒸馏物加上有限量的构成原料物流2的更轻的馏分组成的产物物 流26的灵活性。
因此，如果原料2在约100-约1350F范围内沸腾，并含有石脑油(在 约100-约350F的范围内沸腾)加上至少一种蒸馏物馏分(例如大多数 在约350-约650F的范围内沸腾)，依据本发明，该原料可以在单元3中预热并进一步在单元11中预热以蒸发所存在的基本上所有的石脑油
用于通过管线14和17移出。因此这会基本上仅留下待通过管线26回 收的液体蒸馏物。为实现该结果，单元3和11的操作温度可取决于原 料2的组成宽泛变化，但通常将在约150-约500F的范围内。
或者，如果希望留下一些液态石脑油与通过管线26回收的蒸馏物 在一起，将改变单元3，如果使用的话，和单元11的操作温度以实现该 结果。当不希望在物流26中基本上仅具有蒸馏物时，对于本发明，对 于物流26，留下的液态石脑油的量可宽泛变化，但通常将至多约30wt%, 基于物流26中的石脑油和蒸馏物的总重量。为实现该结果，单元3，如 果使用的话，和单元11的操作温度可取决于原料2的组成和蒸汽的量 和使用的压力宽泛变化，但通常将在约150-约450F的范围内。
物流15从区12向下降落到更低的笫二区13，并可以蒸发最初存在 于区13中的不想要的液体石脑油馏分的任何量。因为热气体21例如蒸 汽的影响，这些气态经通过管线17向前离开单元11，热气体21在被通 过管线H导入到区13(区22)的下部，例如底部一半或四分之一处，之 后上升穿过区13。
当然，如果希望的话，也可以操作单元3和11以在蒸气物流14和 /或17中留下一些蒸馏物。
原料2可以在约环境温度至约300F的温度下在略高于大气压至约 100psig (下文"大气压至100psig")的压力下进入炉1。原料2可在 约环境温度至约500F的温度下在大气压至100psig的压力下经由管线 10进入区12。
物流14可以基本上全是由原料2生成的烃蒸气，并处于约环境温 度至约400F的温度和大气压至100psig的压力下。
物流15可以基本上全是来自原料2的剩下的液体减去在预热器3 中蒸发的物质，并处于约环境温度至约500F的温度下在略高于大气压 至约100psig (下文"大气压至100psig")的压力下。
物流14和17的《且合，由物流25表示，可以处于约170-约400F 的温度和大气压至100psig的压力下，并含有例如约0. 1-约2、优选约
170. 1-约1磅蒸汽/磅烃的全部蒸汽/烃比例。
物流28可以处于约900-约1100F的温度和大气压至100psig的压力下。
液体蒸馏物26可基本上仅含有中等蒸馏物沸程和更重的组分，或 可以是这些组分与物流14和/或17中存在的更轻的组分的混合物。蒸 馏物物流26可以处于小于约550F的温度和常压至100psig的压力下。
在区13中，因为冷凝物的组成宽泛变化，稀释比例(热气体/液滴) 将宽泛变化。通常，热气体21例如蒸汽与烃的比例在区13的顶部可为 约0. 1/1至约5/1，优选约0. 1/1至约1. 2/1，更优选约0. 1/1至约1/1。
蒸汽是通过管线21引入的合适的热气体的实例。在釆用的蒸汽中 可存在其它物质。物流6可以是通常用在常规裂化装置中的那种类型的 蒸汽。这样的气体优选处于足以使进入区13的液体烃15的绝大部分挥 发的温度下。通常，从导管21进入区13的气体将至少处于约350F，优 选约650-约IOOOF和常压至100psig下。为简化起见，这样的气体在下 文中将仅称作术语蒸汽。
物流17可以是蒸汽和沸点低于约350F的烃蒸气的混合物。应该注 意的是，可能有操作者希望允许一些蒸馏物进入物流17的情况，和这 样的情况在本发明的范围内。物流17可以处于约170-约450F的温度和 常压至100psig的压力下。
填料和/或塔盘19为从管线21进入的蒸汽提供表面积。区19因此 为使向下流动的液体与从管线21进入的向上流动的蒸汽提供接触的表 面积。区13内的逆流流动能够使最重的(最高沸点的)液体在最高的 蒸汽/油比例和与此同时与最高温的蒸汽接触。
可见，来自管线21的蒸汽不象可以被引入例如到导管2(未示出) 的稀释蒸汽那样仅仅用作出于分压目的的稀释剂。相反，来自管线21
的蒸汽不仅提供稀释功能，而且提供用于仍为液态的烃的额外的蒸发 能。这用刚好足够实现更重的烃组分蒸发的能量并通过控制该能量输入 来实现。例如，通过使用管线21中的蒸汽，实现了原料2液体的大量 蒸发。由此随着液体烃液滴在区13中逐步向下运动，非常高的蒸汽稀释比例和最高温的蒸汽在最需要它们之处被提供。
代替成为炉1外部的单独设立的单元，单元11可以含于该炉的对
流段的内部，以使得区13全部在炉1的内部。尽管出于多种炉设计考 虑，单元11全部包含在炉内可能是合意的，但为了实现本发明的益处， 并不要求这样做。单元11也可以全部或部分地在所述炉的外部使用并 仍在本发明的主旨内。单元ll相对于炉1全部在内和全部在外布置的 组合对于本领域技术人员将是显而易见的并且也在本发明的范围内。
实施例
从储罐中回收表征为来自Nigeria的0so冷凝物的天然气冷凝物物 流5并直接在环境温度和压力条件下进料到热解炉1的对流段。在该对 流段，在约60psig下将该冷凝物起始原料预热至约350F,然后送入蒸 发单元ll，其中在该单元的区12中将在约350F和60psig下的汽油和石 脑油气体的混合物与蒸馏物液体分开。分开的气体从区12移出用于输 送到同一炉的辐射段来在1450。F- 1550。F的温度范围内在辐射盘管29 的出口处进行剧烈裂化。
来自原料2的剩下的烃液体，在与前述伴随的烃气体分开后，被送 至更低的区13并允许在该区中朝着该区的底部向下降落。约1000F下 的预热的蒸汽21在区域13的底部附近导入，以在区22中给出约0. 5 的蒸汽/烃比例。下降中的液滴与从区13的底部朝着区13的顶部上升 的蒸汽逆流流动。相对于在区13中向下降落中的液体，蒸汽/液体烃比 例从区19的顶部向底部增加。
并与早先经由管线14从区12中移出的气体混合，形成含有约0. 5磅蒸 汽/磅存在的烃的蒸汽/烃蒸气复合物流25。该复合物流在区27中在小 于约50psig下被预热到约IOOOF，并被导入到炉1的辐射燃烧室段。
单元11的底部产物26在约460F的温度和约60psig的压力下^皮移 出，并被送至常压蒸馏单元32，该常压蒸馏单元32在约3ps ig下操作在 约250F的塔顶温度下以允许从单元32中移出多种分开的物流，该多种 分开的物流含有在约330-约450F的范围内沸腾的轻煤油、在约"0-约540F的范围内沸腾的重煤油和在约540-约650F的范围内沸腾的常压瓦 斯油。从单元32移出的塔底物流36在约650F的温度和约5psig的压 力下移出。
从以上内容可见，本发明提供了从全馏分原油、天然气冷凝物和它 们的混合物中有效分离直馏石脑油沸程和更轻物质的方法，同时石脑油 和更轻物质的分离被直接集成到热裂化工艺中以能量和资金成本有效 的方式生产烯烃，和同时保留更重的物质用于直接集成到原油精炼工艺 中以生产中等蒸馏物沸程的组分。本发明的炼厂集成特征的一个结果是 从炼厂常压蒸馏单元生产在喷气燃料和柴油燃料生产中最佳地直接使
用的轻煤油馏分和重煤油馏分。本发明的炼厂集成特征的另一个结果是 使用常压蒸馏单元底部物质作为减压蒸馏单元的原料来使提级最大化。 来自减压蒸馏单元的减压瓦斯油可被送至流体催化裂化单元用于生产 汽油。通过在热解裂化炉中裂化低辛烷值直馏石脑油，分离不那么丰富 的直馏中等蒸馏物组分，和通过使用减压瓦斯油作为催化裂化单元的原 料来使高辛烷值汽油的生产最大化，这例如最大化了原油原料的有效利 用。
权利要求
1.在热裂化方法中，其中由全馏分原油、天然气冷凝物和它们的混合物的至少一种组成并含有至少一种蒸馏物的液体原料在至少一个裂化炉内经过部分热裂化，所述液体原料首先经过蒸发步骤，并将从所述步骤输出的蒸气进料到所述至少一个裂化炉中，改进之处包括在这样的条件下实施所述蒸发步骤以使得从所述步骤中回收液体馏分，所述馏分含有大量的原本存在于所述液体原料中的所述至少一种蒸馏物，并使所述馏分经过常压蒸馏和减压蒸馏的至少一种以产生至少一种蒸馏物产物。
2. 权利要求1的方法，其中实施所述蒸发步骤以产生在约330F 和更低的温度下沸腾的塔顶物流，该物流用作到所述至少一个裂化炉 的原料，和在约330F和更高的温度下沸腾的另外的液体塔底馏分，该 塔底馏分进料至常压蒸馏单元。
3. 权利要求1的方法，其中所述蒸发步骤在约150-约500F的 温度下在自生压力下进行。
4. 权利要求2的方法，其中所述常压蒸馏单元在产生包含至少 一种煤油馏分、常压瓦斯油和常压塔底物流的另外的产物的条件下操 作。
5. 权利要求4的方法，其中操作所述常压蒸馏单元以产生轻煤 油馏分、另外的重煤油馏分，并且所述常压塔底物流在重燃料油的生 产和用于催化裂化操作的原料的至少一种中使用。
6. 权利要求1的方法，其中实施所述蒸发步骤以产生在约330F 和更低的温度下沸腾的塔顶物流，该物流用来进料所述至少一个裂化 炉，和在约330F和更高的温度下沸腾的另外的液体塔底馏分，所述塔 底馏分进料至在这样的条件下操作的常压蒸馏单元，所述条件产生包 含至少一种煤油馏分、常压瓦斯油和常压塔底馏分的另外的产物，并 将所述常压塔底馏分进料至减压蒸馏单元以产生减压瓦斯油和减压渣 油。
7. 权利要求6的方法，其中所述蒸发单元在约150-约500F的 温度下在自生压力下操作。
8. 权利要求6的方法，其中操作所述减压蒸馏单元以产生减压 瓦斯油馏分和另外的减压渣油馏分，和所述减压渣油用作延迟焦化单 元的原料。
全文摘要
加工液体原油和/或天然气冷凝物原料的方法，包括使所述原料经过蒸发步骤以形成蒸气产物和液体产物，使所述蒸气产物经过剧烈的热裂化，和使所述液体产物经过原油炼油厂加工工艺。
文档编号C10G9/00GK101528894SQ200780039086
公开日2009年9月9日 申请日期2007年9月12日 优先权日2006年10月20日
发明者D·H·鲍威斯 申请人:伊奎斯塔化学有限公司