使用常压蒸馏的烃热裂解方法

专利名称：使用常压蒸馏的烃热裂解方法
使用常压蒸馏的烃热裂解方法
背景技术：
本发明涉及常压热蒸馏塔与汽化单元组合使用将送入至少一个热 解炉的经热裂解的方法。 先有技术描述
烃的热裂解(热解)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、甲苯和二甲苯的石化工艺过程。
基本上，含烃原料与起稀释剂作用以使烃分子保持分开的蒸汽进
行混合。蒸汽/烃混合物被预热至约900-1000华氏度(F)，然后进入 反应(辐射)区，在其中非常快速地加热到约1400-1550F范围内的深 度烃热裂解温度。热裂解无需任何催化剂的帮助即可完成。
该方法在反应区压力约10-30psig的热解炉(蒸汽裂解器)中实 施。热解炉内部具有对流段(区)和辐射段(区)。预热作用主要是 在对流段完成，而深度裂解主要在辐射段发生。
热裂解后，根据送入热解炉的主进料性质，热解炉的流出物含有 多种例如每分子1-35个碳原子的气态烃。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。 裂解的气体也含有大量的分子氢(氢气)。
然后将裂解产物在烯烃生产装置中进一步加工以生产各种分开的 独立高纯度料流作为该装置的产物，例如氢气、乙烯、丙烯、每分子 有4个碳原子的混合烃、燃料油和高温热解汽油。前述各自分开的独 立料流凭其自身的资格是有价值的工业产品。因此，烯烃生产装置当 前釆用全原油料流或冷凝物的一部分(馏分)并由其生产多种分开的、 有价值的产品。
热裂解是1913年进入应用，首先用于乙烷作为主要进料送入裂解 炉来生成乙烯。从那时起，工业上不断发展到使用更重质和更复杂的
4烃类气体和/或液体进料作为裂解炉的主进料。这类进料现在采用热解 时基本完全汽化的全原油或冷凝物的馏分。裂解的产物例如可包含重
量百分比约l(wt% )的氢气、约10wt%甲烷、约25wt%乙烯和约17wt %丙烯，所有wt。/。都是基于产物总重量计，其余主要由每分子有4-35 个碳原子的其它烃分子构成。
天然气和全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。天然气和全原油(原油) 也积聚在各种低于地球表面的地层圏闭中。因此同时汇集了大量的天 然气和/或原油而在地球表面以下不同深度处形成了含烃的成藏层。大 量的这种天然气与原油紧密物理接触，因此从原油中吸收了许多较轻 的分子。
当油井钻孔钻入地球中并刺穿一块或多块这样的含烃成藏层时， 可将天然气和/或原油从该油井钻孔回收至地球表面。
本文所使用的术语"全原油"和"原油"是指从井口流出的与任何
原油，但不包括为使这种原油适于运输到原油炼制厂和/或这类炼油厂 中常规蒸馏过程而对其进行的任何处理。该处理可包括如脱盐之类的 步骤。因此，它是适于炼油厂的蒸馏或其它分馏过程的但它没有进行 任何这类蒸馏或分馏的原油。它可包括但不必总是包括不沸腾物质例 如沥青或焦油。因此，即使不是不可能，但也很难提供全原油的沸程。 因此，全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处理。
天然气，类似于原油，当产生到地球表面时，其组成各种各样， 但通常含有大量的、最通常是主要量的即大于约重量百分比50 (wt%) 的曱烷。天然气通常也带有少量(小于约50wt%)、通常小于约20wt。/。 的乙烷、丙烷、丁烷、氮气、二氧化碳、硫化氢等的一或多种。许多
但不是所有刚从地下生产出的天然气料流可含有少量(小于约 50wt%)、通常小于约20wt。/。的每分子有5-12个(包括5和12个)碳 原子的烃(C5-C12)，这些烃在地球表面常见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wty。基于所讨论的天然气料流的总重量计。
当将各种天然气料流生产到地球表面时，在该料流收集处的地球 表面常见温度和压力条件下，烃组合物通常会自然地从这样生产的天 然气料流中冷凝出来。这样，在同一常见条件下产生了与正常气态的 天然气分开的正常液态的烃冷凝物。所述正常气态的天然气可含有甲 烷、乙烷、丙烷和丁烷。从所生产的天然气料流中冷凝出来的正常液
态经馏分通常被称作"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
馏分与通常称作天然气的其余气态馏分被分开加工。
因此，从第一次生产到地球表面的天然气料流中回收的冷凝物与 天然气(主要是曱烷)从组成方面来讲不是严格相同的物质。从组成 方面来讲，它与原油也不是相同的物质。冷凝物占据了在正常气态的 天然气和正常液态的全原油之间的区域。冷凝物含有比正常气态的天 然气更重的烃和全原油最轻端的烃范围。
与原油不同的是，冷凝物可通过其沸点范围来表征。冷凝物通常
在约100-650华氏度(F)的范围内沸腾。该沸程内的冷凝物含有多种 烃类物质。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100-400F范围内沸 腾。
石油中间馏分(煤油、柴油、常压瓦斯油)通常在C10-约C20或 略微更高的范围内，并且其绝大部分通常在约350-650F的范围内沸 腾。本文中将它们分别地和共同地称作"馏出物"、"馏出物类"或 "中间馏分"。馏出物组合物可具有低于350F和/或高于650F的沸点， 且这样的馏出物包括在前述的和本发明的350-650F范围内。常压残余 物(残油或渣油)典型是在从650F到其仅留下不沸腾物如沥青和焦油 的终沸点的温度下沸腾。通过将原油/冷凝物在常压热蒸馏塔内进行处
6理而形成常压渣油。常压渣油与真空渣油不同，真空渣油是在真空辅
助热蒸馏塔中形成的且沸程从约100OF到其仅剩不沸腾物的终沸点。
烯烃生产工业现在已从使用原油和冷凝物的馏分(气态和/或液 态)发展到使用全原油和/或其冷凝物作为裂解炉主要进料。
最近，美国专利号674396K下文中称作"USP'961")授予给Donald H. Power s 。该专利涉及通过采用包含填料的汽化/中度裂解区来裂解全 原油。该区以下述方式操作将尚未汽化的全原油液相保持在该区中 直到较粘烃液体组分的裂解/汽化最大化。这允许仅生成最少的固体残 渣，该残渣作为填料沉积物而留下。其后通过常规的蒸气空气除焦而 将该残渣从填料上烧掉，理想地是在正常的炉除焦循环过程中烧掉， 参见该专利的第7栏50-58行。因此，该专利的第二区9的作用是捕 集那些在该工艺所用条件下原油进料中不能裂解或汽化的组分(包括 烃类物质)，参见该专利的第8栏60-64行。
仍更最近地，美国专利7019187授予给DonaldH.Powers。该专 利涉及USP '961中公开的方法，但釆用了中度酸性裂解催化剂来促使 汽化/中度裂解单元的整体功能更多地朝着汽化(没有在先的中度裂 解)-中度裂解(然后是汽化)路线图的中度裂解端进行。
授予Donald H. Powers的美国专利号6979757涉及在USP '961 中所公开的方法，但该发明要将至少 一部分留在汽化/中度裂解单元中 尚未汽化或中度裂解的液体烃移出。原油进料的这些液体烃组分从该 单元的底部附近排出，并送至分开的控制气蚀设备中来为那些此前耐 受住汽化和中度裂解的粘性烃组分提供额外的裂解能量。因此，该发 明也在探索促使汽化/中度裂解单元中整个过程更多地朝着前述的汽 化-中度裂解路线图的中度裂解端进行。
前述专利的公开内容全部并入本文作为参考。
2005年9月2日提交的美国专利申请序列号11/219166与USP'961 有共同的发明人和受让人，其涉及使用全原油作为烯烃装置进料以生 产烃蒸气和液体的混合物的方法。将蒸气烃与剩余液体分开，并将所 述蒸气送至深度裂解操作过程中。用淬火油将剩余液体汽化来使结焦反应最小化。
2006年3月1日提交的美国专利申请序列号11/365212与USP'961 有共同的发明人和受让人，其涉及使用冷凝物作为汽化单元和炉子的 主要液体烃进料。
2006年10月20日提交的美国专利申请序列号11/584722与USP '961有共同的发明人和受让人，其涉及汽化单元/炉结合到原油炼厂 的集成方法。
在汽油需求增加的时期内，可通过使包括馏出物在内的各种原油 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，如果希望的话，每桶原油产生的汽油/石脑油的量会增 加。用以上定义的馏出物却不是这样。从每桶原油中回收的馏出物的 量是固定的，并且不能随着汽油而增加。增加馏出物产量来提高馏出 物池供应量的唯一方法是精炼更多桶原油。
通过本发明，为馏出物池解决有价值馏出物供应短缺的问题，使 其不会被消耗在裂解过程。 发明概述
按照本发明，提供一种将常压热蒸馏塔与汽化单元/裂解炉系统结 合操作的独特组合方法。 附图介绍


图1示出上文所述的全原油/冷凝物汽化/裂解工艺方法的流程简图。
图2示出图1的汽化/裂解系统与常压蒸馏塔的运转连接方法。 发明详述
本发明中所用术语"烃"、"烃类，，和"烃质"并不是意味着物 质严格地或仅含有氩原子和碳原子。这些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，甚至有较高含量。
本发明中所使用的术语"气态"的意思是一或多种基本上处于蒸 气状态的气体，例如，单独的蒸汽、蒸汽与烃蒸气的混合物等。本发明中所用术语"焦炭"的意思是高分子量碳质固体并包括由 多核芳烃缩合而生成的化合物。
适用于本发明的烯烃生产装置将包括用于最初接收和热裂解所 述原料的热解(热裂解)炉。用于烃蒸汽裂解的热解炉通过对流和辐 射加热，且包括一系列预热、循环和裂解管，通常是这些管的管束， 用来预热、运输和裂解所述烃进料。高裂解热由布置于炉子辐射段(有 时又称为辐射区段)的燃烧器提供。这些燃烧器的废气循环通过炉子 对流段来为预热进入的烃原料提供所需的热量。炉子的对流和辐射段 在"交叉"处连接，上文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。
在典型炉子中，对流段可包含多个子区。例如，进料可在第一上 分子区中进行初始预热，锅炉进料水在第二子区中加热，进料和蒸汽 混合物在第三子区中加热，蒸汽在第四子区中过热，和最终的进料/ 蒸汽混合物分成多股分料流并在下部(底部)或第五分子区中预热。 子区的数目和它们的功能可有很大变动。每个子区可带有多根输送炉 进料的导管，许多导管构造上是正弦形管。对流段的操作条件远没辐
射段的剧烈。
裂解炉被设计成在辐射段中自辐射管(盘管)入口处开始快速加 热，在所述的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。在盘管中部，升温速率较 低但裂解速率适当。在盘管出口处，升温速率稍微增加但不如入口处 升温快。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，通过提高工艺气体温度可获得额 外的裂解。
进料烃的蒸汽稀释作用降低了烃分压，强化了烯烃的生成，并减 少了在辐射管中生成焦炭的趋势。
裂解炉通常具有矩形的燃烧室，竖直的管道位于辐射耐火壁间的 中心处。这些管道顶端支撑。
使用气态或气态/液态混合燃料，由装配在炉壁或地板上的燃烧器
9或二者组合来实施辐射段的点火。燃烧室一般处于微负压下，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。
辐射盘管通常挂在燃烧室中心下方的单个平面上。它们可被套入 单个平面内或平行放置在交错的双排管布局中。从燃烧器向辐射管的
热传递主要通过辐射进行，因此称为"辐射段"，其中烃从约1400F 加热到约1550F，由此经历深度裂解和结焦。
因此，最初空的辐射盘管是直火管式化学反应器。进入炉中的烃 在对流段被来自辐射段的烟道气、对流段中原料的蒸汽稀释作用等对 流加热而预热至约900F-1000F。预热后，在常规工业炉中，进料准备 进入辐射段。
离开辐射段的裂解气态烂被快速降温以防止裂解模式的破坏。裂 解气体被进一步在烯烃生产装置下游进行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，所述高压蒸汽在炉和/或烯烃装置中 再利用。这通常使用本领域公知的在线换热器(transfer-Hne exchangers )来完成。
就液体经原料的下游加工而言，尽管它可在各装置间变动，但通 常采用裂解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 油急冷的方法。之后，裂解的烃料流经初级分馏以除去重质液体，然 后将未冷凝的烃进行压缩，并从中除去酸性气体和水。然后分别分离 出各种想要的产物，例如乙烯、丙烯、每分子有4个碳原子的烃混合 物、燃料油、热解汽油和高纯度氳气料流。
图1示出一个以全原油和/冷凝物作为主要(占优)系统进料进行 操作的汽化/裂解系统。出于简明扼要的原因，图l是非常概略的，如 以上所讨论的，实际炉子是复杂的结构。
图l示出一个液体裂解炉1，其中原油/冷凝物主进料2被送入上 部的上进料预热子区3，炉1对流段的冷却器工作区域。蒸汽6也在 炉对流段的上部进行过热。
然后，将预热的进料流经管道(管线)IO送至汽化单元11 (完全公开于USP '961)，该单元被分成上汽化区12和下汽化区13。此单
程及更轻物质主要部分(绝大部分)汽化的目的。单元11接收的预热 进料中所带的气态物料和区12中形成的另外气态物料通过管线14从 区12移除。因此，管线14带走了区12中存在的基本上所有较轻烃例 如石脑油和汽油沸程和更轻烃的蒸气。区12中存在的含或不含一些液 体汽油和/或石脑油的液体馏出物借助管线15从其中移出，并送入下 区13的上部分内。在此方案中，区12和13用一个不透壁16 (可以 是固体塔盘)分开以免彼此流体连通。管线15表示区12和13之间外 部的流体下行连通管。替代或是除了此布局之外，通过使用一或多个 设计成允许液体向下通过进入到区13内和蒸气向上进入到区12内的 塔盘使壁16改动为至少部分液体可透的方法，区12和13可彼此间有 内部的流体连通。例如，可用升气管型塔盘来替代不透壁16，在此情 况下，单元11内的液体将内部下行流入区13而不是借助管线15在单 元ll的外部输送。在这种内部下行流的情况下，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沿着单元 11的横截面平均分布液体，以使得液体均匀地穿过该塔的宽度与填料 19接触。
稀释蒸汽6穿过过热子区-20，然后经由管线21进入区13填料 19下方的下部22。在填料19中，来自管线21的液体和蒸汽彼此密切 混合，从而使一些液体15汽化。此新生成的蒸气随稀释蒸汽21—起 经由管线17从区13中移出并加入到管线14的蒸气中，以在管线25 中形成合并的烃蒸气产物。料流25主要含有来自进料2的烃蒸气如汽 油、石脑油、中间馏分、瓦斯油和蒸汽。
因此，料流17代表一部分进料流2加上稀释蒸汽21减去塔底料 流26中存在的进料2的烃残渣。料流25穿过一个集箱(未示出)， 从而使料流25分成多股子料流并通过多根导管(未示出)进入炉1对流段预热子区27。区27是在炉1的下部因而是更热的区段。区27 用于将料流25预热到前述的适于在辐射段29进行裂解的温度。
在区27明显加热后，料流25经管线28进入辐射段29。为简化 起见，这里还是用一个单股料流28来代表通常从区27进入并穿过段 29的多股独立料流。
在炉1的辐射燃烧室29中，来自管线28的含多种不同烃组分的 进料进行如上所述的深度热裂解条件处理。
裂解的产物经由管线30离开辐射燃烧室29，在如上所述和USP '961中详细示出的炉l烯烃装置下游的其余工段中进行进一步加工。
当使用原油和/或冷凝物作为进料2的主要组分时，相当大量的馏 出物最终进入炉1并在其中裂解使这些馏出物转化为更轻组分。因此， 这些馏出物失去作为喷气机燃料、柴油机燃料和家用加热油的来源。
进料2可在约环境温度至约300F的温度和略高于大气压至约100 psig (下文称为"大气压至100psig")的压力下进入炉1。进料2
10进入区12。
料流14可基本上都是进料2形成的烃蒸气且处于约环境温度至约 700F的温度和大气压至100psig的压力下。
料流15可基本上都是进料2剩下的液体并减去预热器3中汽化的 液体并处于约环境温度至约700F的温度和略高于大气压至约100psig (下文称为"大气压至100psig")的压力下。
料流14和17的合并流由料流25表示，可以处于约600至约800F 的温度和大气压至100psig的压力下，且所含的总蒸汽/烃比例例如是 约0. 1-2、优选约0. 1-1磅蒸汽/磅烃。
在区13中，因为常压渣油和冷凝物的组成变化很宽，稀释比例(热 气/液滴)将有很大变动。通常，区13顶部的热气如蒸汽与烃的比例 可为约0. 1 /1至约5/1。
蒸汽是经由管线21引入的合适的热气的实例。在所用的蒸汽中可 存在其它物质。料流6可以是常规裂解装置中常用类型的蒸汽。这样
12的气体优选处于足以使进入区13的液体烃15的相当大部分挥发的温 度下。通常，从导管21进入区13的气体将处于至少约650F,优选约 900-1200F和常压至100psig下。为简化起见，这样的气体在下文中 将仅用蒸汽称谓。
料流17可以是蒸汽和沸点低于约1200F的烃蒸气的混合物。料流 17可以处于约600至800F的温度和常压至100psig的压力下。
与裂解操作的正常情况不同的是，来自管线21的蒸汽不是仅出于 分压目的起稀释剂作用。更恰当地说，来自管线21的蒸汽不仅起稀释 剂作用，而且是将仍处于液态的烃辅助汽化和中度裂解的能量。用刚 好足够使如常压渣油中存在的较重烃组分汽化的能量并通过控制该能 量输入来实现这一目的。例如，通过使用管线21中的蒸汽，达到使进 料2液体基本汽化/中度裂解的目的。当液体烃液滴在区13中逐步向 下运动时，在最需要之处就能为它们提供很高的蒸汽稀释比例和最高 温的蒸汽。
图2示出了按本发明将常压热蒸馏塔31与由炉1与汽化单元11 (汽提塔)构成的图1系统进行组合的方法。图2所示的炉l和汽提 塔ll没有图l详细，只是为更好地示出本发明具有发明性的组合，即 常压塔、炉和汽提塔的组合。图2的炉1和汽提塔11将类似于图1 所示的运转连接方式。换句话说，例如图2中送入炉1的进料2将在 图1的炉1预热区3进行预热，图2中蒸汽6的情况也是一样的。
常压蒸馏塔31接收原油/冷凝物进料32，且按常规方式，加热蒸 馏进料32成为多种烃质馏分。塔31有一个塔顶料流出口 34，与管线 35运转连接(流体连通)，和一个塔底料流出口 36,运转连接到管线 37。塔31特意按照生产轻质汽油馏分塔顶料流(由管线35带走)和 渣油塔底馏分(由管线37带走)的方式操作。火焰加热器、侧线汽提 器、冷凝器、泵、回流罐和其它与常压热蒸馏塔相关的常用设备是本 领域众所周知的，为简化起见未示出。
按照本发明，图2的炉l进料2不是图l的现有技术 原油/冷凝 物进料2。图2的料流2改换成含至少一种原油/冷凝物进料32的常压热蒸馏31得到的渣油作为其较大量组分。尽管一或多种常压渣油可 以基本是图2进料物质2的唯一组分，但本发明不做这样的限定，只 要常压渣油是进料2和管线10的较大量构成物即可。
本发明所用的常压渣油进料可来自于一或多个来源，因此可以是 一种渣油或是两或多种渣油的混合物。适用于本发明的常压渣油可有 很宽的沸程，特别是当使用渣油混合物时，但通常是在从约600F至仅 剩不沸物种的终沸点的沸程内。
注意，本发明不使用真空渣油或催化裂化渣油。
按照本发明，留在图2常压渣油进料10中沸点小于(低于)1200F 的烃(都按上文定义)将按上文所述在单元11中汽化并经由管线14 或17或二者移出和送入炉1。此外，比上文所提及的轻质物种要重的 烃质物种至少一部分可在单元11被中度裂解或是破裂成较轻的烃质 物种，可经由管线17移出作为炉1的进料。图2渣油进料10的其余 部分(若有的话)经由管线26移出另行处置。
适用于本发明的轻汽油馏分和常压渣油各自有宽的沸程，特别是 当使用轻汽油和渣油混合物时。但轻汽油馏分通常是在从约戊烷沸点 至约158F的沸程内，而常压渣油通常是在从约600F至其仅存在不沸 物种的终沸点的沸程内。
如需要的话，塔31也可操作成生产额外分开的馏分如经由管线 38收集的一或多种石脑油馏分和经由管线39收集的一或多种中间馏 分馏分，全部如上文所定义。
石脑油38可以是全范围石脑油或是其一或多种子馏分如轻石脑 油、中石脑油和重石脑油。按照本发明，轻石脑油和/或中石脑油可经 由管线40加入到轻汽油进料35中。
管线35和37中的物料特意混合并送入管线2，在炉的区3(图1 ) 进行预热后，运转连接到汽化单元11的入口 42。单元11经其出口 43 和44再运转连接到炉1的入口 45。因此，为产生本发明的结果，塔 31、单元11和炉1是以独特的组合方式操作的。
常压热蒸馏塔31的常压渣油塔底料37主要由沸程从约600至约1000F的瓦斯油组分和沸点从约1000F至仅剩不沸物的终沸点的温度 范围内的重质馏分所构成。真空辅助热蒸馏塔(真空塔) 一般是将此 瓦斯油组分与前述的相关重质馏分进行分离，这样释放出瓦斯油馏分 用于分别回收和在别处得以很好利用。
通过本发明方法，真空塔回收常压渣油中瓦斯油组分的需求可省 去，但其功能却没有取消。在本发明中，通过采用常压渣油作为送入 图1的汽提塔ll的进料2(和10)的主要部分可实现这一目标。在汽 提塔ll的区13中，向下移动的烃液体和向上流动的蒸汽21的逆向流 动能够使最重(沸点最高)的液体在蒸汽/油比例最高同时也是蒸汽温 度最高处进行接触。这建立了常压渣油的汽化和中度裂解的有效操作， 从而由所述渣油形成了额外的轻质物料并从渣油中释放出瓦斯油组 分，全部都经由管线17回收作为炉1的额外裂解进料。可以看出，本 发明利用汽提塔11中的能量来裂解常压渣油，该能量正常是利用在炉 l的操作中，同时省去了操作一个分置的真空塔的能量费用。类似地， 真空塔的投资和其它费用也省去，但真空塔裂解常压渣油和从中分离 出有用的瓦斯油组分的功能却没有损失掉。
按照本发明，进料2中常压渣油的用量可以是总进料2的较大量 组分。常压渣油组分可至少是进料2总重量的约20wt% ，但不必严格 在此范围内。
依据加入进料2的常压渣油的具体物理和化学特性，其它物质可 在41处加入到所述进料中。这类另加的物质包括轻汽油、石脑油、天 然汽油和/或冷凝物。石脑油可使用全范围形式的石脑油，轻石脑油、 中石脑油、重石脑油或其两或多种的混合物。轻汽油可具有从戊烷(C5 ) 到约158F的沸程。包括轻石脑油、中石脑油和重石脑油馏分的全范围 石脑油可具有从约158至350F的沸程。轻石脑油、中石脑油和重石脑 油馏分的沸程分别为约158-212F、约212-302F和约302-350F。
若要将如上所述的轻物质加入到进料2的常压渣油中，可再次依 据管线2中此渣油具体特性，优选将较轻质馏分如轻汽油和轻石脑油 加入该渣油进料中，由此留下中和重石脑油馏分用来加入汽油池中。因此特意加入进料2常压渣油中的轻物质量可依据操作者的意愿 有很大范围的变动，但在进入汽化单元11的管线10中，进料2内的 渣油将仍为进料2的较多量组分。
已分离的轻物质35与常压渣油37特意预混合的做法有点与本领 域的直觉相反且在本领域中没有过实践。但是，将一或多种这些轻物 质加入到常压渣油中的做法在本发明中是非常有用的，因为它们能有 助于在汽提塔11中从常压渣油中提取瓦斯油。
依据管线2中渣油的特性，加入管线2和管线10中存在的渣油量， 在向其中加入一或多种轻物质后，可少于20wt。/。，且这仍在本发明的 主旨内。
可以看出，釆用本发明，可将常压塔31移出的馏出物保存用于各 种用途如用于柴油机燃料和煤油，和常压渣油与较轻物质的新颖组合 用作汽提塔11的进料来从常压渣油中形成额外的裂解原料，否则的话 常压渣油就没有这一 目标的应用。 实施例
常规常压蒸馏单元31在塔底温度约650F和常压下进行操作，使 用Saharan Blend原油作为此单元的进料32。
Saharan Blend常压渣油37与轻汽油35和石脑油38以等重量份 混合并送入热解炉1对流段的预热区3。此进料混合物2处于260F和 80psig下。在对流段，将进料2在约60psig下预热到约690F，然后 经管线10送入汽化单元11，将约690F和60psig的汽油、石脑油和 瓦斯油气体的混合物在该单元的区12进行分离。
这些分离出的气体从区12移出，经由管线25转送到同一炉的对 流预热子区27。
渣油进料2中剩下的烃液体与上述伴随的烃气体分离开后，被转 送到下区13并在该区内下降流向其底部。将约1050F的预热蒸汽21 引入区13底部附近，区13中蒸汽/烃比约为1。下降的液滴与从区13 底部向顶部上升的蒸汽成逆向流动。相对于区13中液体的下降，蒸汽 /烃之比则从区19的顶部向底部增加。
16处于约760F下的蒸汽与含瓦斯油馏分的蒸气17的混合物从区13 的顶部附近取出并与早先借助管线14从区12移出的气体进行混合来 形成每磅存在的烃含约0.4磅蒸汽的复合蒸汽/烃蒸气料流25。该复 合料流在小于约50psig下于子区27中被预热到约IOOOF，然后送入 辐射燃烧室29，在1400-1550 范围的温度下进行裂解。
单元11的塔底产物26在约900F的温度和约60psig的压力下移 出，并送入下游加工设备来从中生产燃料油。
权利要求
1.将烃质进料在至少一个裂解炉内进行热裂解的方法中，其中所述进料首先经汽化步骤处理，使所述进料的相当大部分汽化和将这样形成的蒸气送入所述的至少一个裂解炉作为所述炉的进料，改进之处包括将全原油和冷凝物的至少一种进行至少一个常压热蒸馏步骤处理来形成至少一种轻汽油塔顶馏分和一种渣油馏分，和将至少一部分所述的轻汽油和渣油馏分合并作为进料送入所述的汽化步骤。
2. 权利要求l的方法，其中所述汽化步骤使用至少第一和第二 汽化区，所述第一汽化区从所述常压热蒸馏步骤接收所述的轻汽油/ 渣油组合物并将接收时随所述组合物一起的气态物质及任何在所述第 一汽化区中形成的另外气态物质分离出来，分离出来的所述气态物质 被从所述第一汽化区送到所述的至少一个裂解炉作为其进料，所述第 二汽化区从所述第一汽化区接收所述组合物在第一汽化区中未汽化的 液体残留物并使所述液体残留物在所述第二汽化区经历加热和中度裂解处理中的至少之一，直到所述第二汽化区中较大量的所述液体組合 物汽化为止，和将所述第二区形成的气态物质从中移出并送到所述的 至少一个裂解炉作为其进料。
3. 权利要求2的方法，其中来自所述第一和笫二汽化区的所述 气态物质被送到同一裂解炉。
4. 权利要求1的方法，其中所述轻汽油在从戊烷沸点到158F 的范围内沸腾，和所述渣油的沸程为从650F到其终沸点。
5. 权利要求l的方法，其中将冷凝物加入到所述轻汽油和渣油 组合物中，然后再将所述组合物送入所述汽化步骤。
6. 4又利要求1的方法，其中轻石脑油、中石脑油、重石脑油和 中间馏分的至少一种通过所述的蒸馏步骤形成，且将所述轻石脑油和 所述中石脑油的至少一种加入到要送入所述汽化步骤的所述轻汽油/ 渣油组合物中。
7. 权利要求6的方法，其中所述轻石脑油在158-212F范围内沸腾，所述中石脑油在212-302F范围内沸腾，和所述重石脑油在 302-350F范围内沸腾。
8. 权利要求7的方法，其中所述重石脑油与所述中间馏分合并。
9. 权利要求8的方法，其中所述中间馏分混合物用来形成煤油 和柴油机燃油的至少 一种。
10. 权利要求8的方法，其中所述中间馏分在350-650F范围内沸
11. 权利要求l的方法，其中所述轻汽油塔顶馏分和渣油馏分的 组合物至少为送入所述汽化步骤的所述进料总重量的2 0 w t % 。
12. 在组合中，至少一个有塔顶料流出口和塔底料流出口的常压 热蒸馏塔，有第一和第二汽化区的汽化单元，所述第一汽化区有一个 入口，所述第一和第二汽化区各有出口，和至少一个有入口进入其辐 射裂解段的热裂解炉，所述塔顶料流出口和所述塔底料流出口与所述 第一汽化区入口运转连接，和所述第一和第二汽化区出口运转连接到 所述至少一个热解炉的入口 。
全文摘要
将烃质进料(2)热裂解的方法，其中所述进料首先在常压热蒸馏步骤(31)中进行处理来形成轻汽油(35)和常压渣油(37)的混合物(2)。轻汽油/渣油组合物在汽化步骤(11)中至少部分被气化，和将汽化步骤的气化产物(25)进行热裂解(1)。
文档编号C10G55/04GK101688126SQ200880021957
公开日2010年3月31日 申请日期2008年6月19日 优先权日2007年6月27日
发明者D·H·鲍尔斯 申请人:伊奎斯塔化学有限公司