使用常压渣油热裂解烃

摘要

热裂化烃原料的方法，其中首先在蒸发装置中气化所述原料。该原料的大量组分是来自原油的常压热蒸馏的残油。

说明书

发明背景

发明领域

本发明涉及联合使用蒸发装置与热解炉热裂解烃，其中至少绝大部分的在所述炉中裂化的液体烃原料首先在所述蒸发装置中蒸发。更具体地，本发明涉及使用常压渣油作为所述蒸发装置和炉的主要的液体烃原料组分。

现有技术描述

烃的热裂化(热解)是广泛用来生产烯烃例如乙烯、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过程。

基本上，含烃原料与蒸汽混合，其中所述蒸汽用作稀释剂以保持所述烃分子分开。所述蒸汽/烃混合物在所述炉的对流区中预热至约900～约1,000华氏度(°F或F)，然后进入反应(辐射)区，在那里它被非常迅速地加热至约1400～约1550F范围内的剧烈的烃热裂化温度。不用任何催化剂的帮助就完成了热裂化。

该过程在热解炉(蒸汽裂化器)中在约10～约30psig范围内的反应区压力下进行。热解炉在其内部具有对流段(区)和分开的辐射段(区)。预热功能主要在所述对流段完成，而剧烈的裂化主要在辐射段发生。

热裂化之后，根据所述热解炉的主要原料的性质，该炉的流出物会含有多种气体烃，例如每个分子1～35个碳原子的气体烃。这些气体烃可以是饱和的、单不饱和的和多不饱和的，并且可以是脂族、脂环族和/或芳族的。裂化的气体还可以含有大量的分子氢(氢气)。

然后在烯烃生产装置中进一步处理裂化的产物以产生，作为所述装置的产品，多种单独的高纯度物流，例如氢气、乙烯、丙烯、每个分子具有四个碳原子的混合烃、燃料油和热解汽油。每一个上述单独的物流本身就是有价值的商业产品。因此，烯烃生产工厂现在取出一部分全馏分原油物流或冷凝物，并且从中产生多种单独的、有价值的产物。

热裂化于1913年首次投入使用，并且首先用于作为生产乙烯的裂化炉的初级原料的气体乙烷。从那时起，工业中发展为使用更重以及更复杂的烃气体和/或液体原料作为裂化炉的初级原料。此类原料现在使用一部分全馏分原油或冷凝物，其中所述全馏分原油或冷凝物当热裂化它们时基本上被完全蒸发。裂化产物可以含有，例如，约1重量％(wt％)的氢气，约10wt％的甲烷，约25wt％的乙烯和约17wt％的丙烯，所有的wt％基于产物的总重量，其余主要由每个分子具有4～35个碳原子的其它烃分子组成。

天然气和全馏分原油在许多孔隙广泛变化的地下地质层(地层)中天然形成。很多这种地层被密封的岩石层覆盖。天然气和全馏分原油(原油)还在地面以下的多种地层阱中积累。大量的天然气和/或原油从而在地面以下不同深度处被收集，形成含烃地层。大量这些天然气与原油进行密切的物理接触，并且从而从所述原油中吸收大量轻质分子。

当将井筒钻入地层内，并且穿透一层或多层此类含烃地层时，可以通过通向地面的井筒回收天然气和/或原油。

本文使用的术语“全馏分原油”和“原油”意思是它在与可能存在的任何天然气分开的井口流出时是液体原油(一般在地面普遍的温度和压力条件下)，并且不包括为能够将它输送到原油炼厂和/或此类炼厂的常规蒸馏而对此类原油进行的任何处理。该处理包括例如脱盐的步骤。因此，原油是适合在炼厂蒸馏或其它分馏，但是尚未经过任何此类蒸馏或分馏的物质。它可以包括，但没必要总包括，不沸腾的物质，例如沥青质或焦油。因此，如果不是不可能的话，很难提供全馏分原油的沸程。因此，全馏分原油可以是直接来自油田管线和/或常规原油存储设备(由可得性规定)而没有对其进行任何在先分馏的一种或多种原油。

与原油类似，天然气在其生产到地面时，其组成可以变化很大，但通常含有大量的，通常是主要量的，即大于约50重量％(wt％)的甲烷。天然气常常携带少量的(小于约50wt％)，经常小于约20wt％的乙烷、丙烷、丁烷、氮气、二氧化碳、硫化氢等中的一种或多种。许多，但不是全部，从地面中产生的天然气物流含有少量的(小于约50wt％)、常常小于约20wt％的每个分子具有5～12(包括在内)个碳原子的烃(C5～C12)，其中所述烃在地表周围普遍的环境温度和压力条件下通常不是气体，并且所述烃一旦被生产到地面就从所述天然气中冷凝下来。所有的wt％基于所讨论的天然气物流的总重量。

当将多种天然气物流生产到地面时，则在收集所述物流的地面普遍的温度和压力条件下，常常从如此产生的天然气物流中自然冷凝出烃组合物。从而在同一普遍条件下产生与通常的气体天然气分开的液体烃冷凝物。所述通常的气体天然气可以含有甲烷、乙烷、丙烷和丁烷。所述从产生的天然气物流中冷凝的通常的液体烃馏分通常被称为“冷凝物”，并且通常含有比丁烷重的分子(C5～约C20或略微更高)。与所产生的天然气分开之后，该液体冷凝物馏分与通常被称为天然气的剩余的气体馏分被分别进行处理。

因此，从首先被生产到地面上的天然气物流中回收的冷凝物在组成上不是与天然气(主要是甲烷)完全相同的物质。它也不是与原油组成相同的物质。冷凝物处于通常的气体天然气和通常的液体全馏分原油之间的一个位置。冷凝物含有比通常的气体天然气重的烃和处于全馏分原油最轻端的一系列烃。

与原油不同，冷凝物可以通过其沸程进行表征。冷凝物通常在约100～约650F沸腾。在该沸程，冷凝物含有多种烃物料。这些物料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。

石脑油和相伴的更易沸腾的物质(粗汽油)在C5～C10(包括端点)范围内，并且是冷凝物中沸程最高的，在约100～约400F范围沸腾。

石油中间蒸馏物(煤油、柴油、常压瓦斯油)通常在C10～约C20或略微更高范围，并且其大部分通常在约350～约650F范围沸腾。它们，个别地或概括性地，在本文称作“蒸馏物”，“馏分”或“中间蒸馏物”。蒸馏物组合物具有低于350F和/或高于650F的沸点，并且此类蒸馏物包括前述的350～650F范围并包括在本发明范围内。常压渣油(渣油或残油)一般在约650F至仅剩下不沸腾的物质例如沥青质和焦油的终沸点温度范围沸腾。常压渣油通过在常压热蒸馏塔中处理原油/冷凝物而形成。常压渣油与在真空辅助的热蒸馏塔中形成的真空渣油不相同，并具有约1000F～仅留下不沸腾物质的终沸点范围的沸程。

现在，烯烃生产工业除使用原油或冷凝物馏分(气体和/或液体)作为裂化炉的初级原料之外，正在进行使用全馏分原油和/或冷凝物本身。

最近，美国专利序号6743961(下文称为“USP‘961”)授予给Donald H.Powers。该专利涉及通过使用含有填料的蒸发/温和裂化区裂化全馏分原油。该区域以这样的方式操作：即使得尚未被蒸发的全馏分原油的液相保留在所述区域直到更粘稠的烃液体组分的裂化/蒸发最大化。这允许仅最少量的固体残渣形成，所述残渣作为所述填料上的沉积物而留下。稍后，通过常规的蒸汽空气除焦从填料上燃烧掉该残渣，理想地在通常的炉除焦循环中，见所述专利的第7栏第50～58行。因此，所述专利的第二区9用作组分的捕集器，其中所述组分包括在所述方法中使用的条件下不能裂化或蒸发的原油原料的烃质原料，见所述专利的第8栏第60～64行。

更最近，美国专利7019187授予给Donald H.Powers。该专利涉及USP‘961中公开的方法，但是使用弱酸性的裂化催化剂驱动蒸发/温和裂化装置的整体功能朝向蒸发(没有之前的温和裂化)～温和裂化(在蒸发之后)谱的温和裂化端。

授予给Donald H.Powers的美国专利序号6979757涉及USP‘961中公开的方法，但是那份专利移出了至少一部分所述蒸发/温和裂化装置中剩余的仍然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所述装置的底部附近取出并且送至单独受控制的空化设备以为那些之前未蒸发和温和裂化的粘稠的烃组分提供额外的裂化能量。因此，那份专利还试图驱动所述蒸发/温和裂化的装置中总的过程朝着前述蒸发-温和裂化谱的温和裂化端进行。

在此引入前述专利的全部内容作为参考。

2005年9月2日申请的美国专利申请序号11/219166，其与USP‘961具有共同的发明者和受让人，涉及使用全馏分原油作为生产烃蒸气和液体的混合物的烯烃装置的原料。将所述蒸气烃与其余的液体分开并将所述蒸气送至剧烈裂化操作。使用急冷油蒸发其余的液体以最小化形成焦炭的反应。

2006年3月1日申请的美国专利申请序号11/365212，与USP‘961具有共同的发明者和受让人，涉及使用冷凝物作为蒸发装置和炉的主要液体烃原料。

2006年10月20日申请的美国专利申请序号11/584722，与USP‘961具有共同的发明者和受让人，涉及所述蒸发装置/炉与原油精炼厂的集成。

在提高汽油需求的过程中，通过使多种原油馏分，包括蒸馏物，经过多种炼厂催化裂化过程，例如流化催化裂化，可以提高汽油供应(池)。因此，如果希望的话，可以提高从每桶原油中生产的汽油/石脑油的数量。采用上面定义的蒸馏物不是这样。从每桶原油中回收的蒸馏物的量是固定的，并且不向汽油那样可以提高。提高蒸馏物产量以提高向蒸馏物池的蒸馏物供应的唯一方法是通过精炼更多桶的原油。

通过本发明，为蒸馏物池保存了短期供应的有价值的蒸馏物，并且在所述裂化过程中不消耗所述蒸馏物。

发明概述

根据本发明，前述蒸发装置/裂化炉的组合用其含有大量渣油的原料进行操作，其中所述渣油来自至少一个常压热蒸馏塔，即常压渣油。

附图描述

图1显示了上文描述的全馏分原油/冷凝物裂化过程的简化流程图。

发明详述

本文使用的术语“烃”、“烃类”和“烃质”并不是表示物料严格地或仅含有氢原子和碳原子。该术语包括本质上为烃质的物质，它们主要或基本上由氢和碳原子组成，但是可以含有、甚至大量含有其它元素，例如氧、硫、氮、金属、无机盐等。

本发明中使用的术语“气态”意思是基本上是蒸气状态的一种或多种气体，例如只是蒸汽，蒸汽与烃蒸气的混合物等。

本文使用的“焦炭”意思是高分子量碳质固体，且包括由多核芳烃的缩合形成的化合物。

对本发明有用的烯烃生产装置包括用于最初接收并热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，并且包括一系列预热、循环和裂化管(通常是此类管的管束)用于预热、输送并裂化所述烃原料。通过放置在所述炉的辐射段(有时称为“辐射段”)中的燃烧器提供高裂化热。来自这些燃烧器的废气循环穿过炉的对流段循环以便提供用于预热进入的烃原料需要的热量。所述炉的对流段和辐射段在“交叉处”连接，并且上文提到的所述管子运送所述烃原料从一段的内部到下一段的内部。

在典型的炉内，所述对流段可以含有多个子区。例如，可以最初在第一个上端子区预热所述原料，在第二个子区加热锅炉进料水，在第三个子区加热混合的原料和蒸汽，在第四个子区对蒸汽进行过热，以及在低端(底部)或第五个子区将所述最终的原料/蒸汽混合物分为多个子物流并进行预热。子区的数目和它们的功能可以进行很大的变化。每个子区都可以载有多根运载炉原料穿过的导管，其中的很多在构型上是正弦式的。所述对流段在比辐射段的剧烈程度差很多的操作条件下操作。

设计裂化炉以便在开始于辐射管(盘管)入口处的辐射段快速加热，在那里反应速率常数由于低温而比较低。大部分传递的热量简单地将所述烃从进口温度提高到反应温度。在所述盘管的中部，温度升高的速率比较低，但是裂化速率是可观的。在盘管出口处，温度升高的速率有点提高，但是不像在入口处那么快。反应物消失的速率是其反应速率常数与其局部浓度的乘积。在所述盘管的末端，反应物浓度低，并且通过提高工艺气体的温度可以获得额外的裂化。

原料烃的蒸汽稀释降低了所述烃的分压，提高烯烃的生成，并且降低在所述辐射管中形成焦炭的任何趋势。

裂化炉一般具有矩形燃烧室，其中所述燃烧室具有位于辐射耐火墙之间的直立管。这些管子由它们的顶部支撑。

用安装在墙或地板上的燃烧器或联合使用气体或混合气体/液体燃料实现了所述辐射段的加热。燃烧室一般在略微负压下，最经常具有向上流动的烟道气。通过至少一个自然通风口或诱导的通风风扇使烟道气流入所述对流段。

辐射盘管通常悬挂在所述燃烧室中心下面的单独的平面上。它们可以嵌套在单独的平面上或平行放置在交错的双排管布置中。从燃烧器向辐射管的传热主要通过辐射发生，因此是热“辐射段”，在那里所述烃从约1400°F被加热至约1550°F，并且从而进行剧烈的裂化并形成焦炭。

因此，最初的空辐射盘管是点燃的管式化学反应器。进入所述炉中的烃在所述对流段被来自辐射区的烟道气的对流热、原料在所述对流段中的蒸气稀释等从约900°F预热至约1000°F。预热之后，在常规商业炉中，所述原料准备好进入所述辐射段。

离开所述辐射段的裂化的气体烃快速降温以防止所述裂化模式的破坏。所述裂化气体在于所述烯烃生产装置中对其进行进一步下游处理被冷却，以高压蒸汽的形式回收大量的能量，用于在所述炉和/或烯烃装置中再次使用。通过使用本领域中熟知的在线换热器完成这一点。

液体烃原料下游处理，尽管不同的工厂之间它可以不同，一般在所述炉流出物在例如前述的在线换热器中换热之后使用油急冷。之后，所述裂化的烃物流经过初级分馏以移出重质液体，随后压缩未冷凝的烃，以及从中除去酸性气体和水。然后分别分开各种合意的产物，例如乙烯、丙烯、每个分子具有4个碳原子的烃的混合物、燃料油、热解汽油和高纯度氢气物流。

图1显示了使用全馏分原油和/或冷凝物作为主要的(初级)炉原料的裂化工艺的一个实施方案。为了简明和简短，图1是非常概略的，因为上面讨论的实际的炉具有复杂的结构。

图1显示了液体裂化炉1，其中使原油/冷凝物初级原料2进入炉1的对流段的上端的较冷的延伸段中的上端原料预热子区3。蒸汽6也在所述炉的对流段的比较高的位置处预热。

预热的裂化原料物流然后通过管(管线)10进入蒸发装置11(见USP‘961)，该装置分为上端蒸发区域12和下端蒸发区域13。该装置11实现至少大部分的石脑油和汽油沸程和在所述预热步骤之后以液体状态保留的更轻质物料的主要(绝大部分)蒸发。与通过装置11接收的预热的原料相伴的气体物料和在区域12中形成的其它气体物料通过管线14从区域12中移出。因此，管线14基本带走区域12中存在的全部的轻质烃蒸气，例如石脑油和汽油沸程和更轻的。区域12中存在的液体蒸馏物，有或没有一些液体汽油和/或石脑油，经由管线15从那里移出并且进入下端区域13的上端内部。该实施方案中，区域12和13分别通过不可渗透的墙16(其可以是固体塔板)彼此不以流体连通。管线15代表了在区域12和13之间的外部的流体向下流动连通。作为它的替代，或除此之外，可以通过使用设计允许液体向下进入区域13的内部和蒸气向上进入区域12的内部的一块或多块塔板来将墙16修改为至少部分液体可渗透的，使区域12和13具有在其之间的内部流体连通。例如，可使用升气管型塔板代替可渗透墙16，在这种情况下装置11内的液体会在内部向下流入段13，而不是经由管线15从装置11的外部流入段13。在这种从内部向下流动的情况下，分布器18变成任选的了。

无论通过何种方式将液体从区域12中移至区域13，所述液体向下运动进入区域13，并且从而会遇到至少一个液体分散设备18。设备18使液体平均分布穿过装置11的横截面，以使得所述液体均匀地流经所述塔的宽度与填料19接触。

稀释蒸汽6穿过过热子区20，然后经由管线21进入填料19下面的区域13的下端部分22。填料19中，来自管线21的液体和蒸汽彼此密切混合，从而蒸发一些液体15。该新形成的蒸气，与稀释蒸汽21一起，经由管线17从区域13中移出，并且加入到管线14中的蒸气中以在管线25中形成混合的烃蒸气产物。物流25基本上含有来自原料2(例如汽油和石脑油)的烃蒸气和蒸汽。

物流17因此代表了原料物流2的一部分加上稀释蒸汽21减去在底部物流26中存在的来自原料2的液体蒸馏物和更重的物料。物流25穿过集管(未标明)，由此将物流25分成多个子物流，并且穿过多个导管(未标明)进入炉1的对流段预热子区27。段27在炉1的较下端并且因此是比较热的段。段27用于将物流25预热至前述的适合在辐射区29中裂化的温度。

在段27中进行大量加热之后，物流25通过管线28进入辐射段29。再一次，通常从子区27送至并且经过区29的多个单独的物流，为了简便，以单股流体物流28来表示。

在炉1的辐射燃烧室29中，使来自管线28的含有大量不同烃组分的原料经过前述剧烈的热裂化条件。

裂化产物通过管线30离开辐射燃烧室29以便在炉1的下游烯烃装置的其余部分中进一步处理，如上文所述以及如USP‘961中所示。

当使用原油和/或冷凝物作为原料2的主要组分时，大量的蒸馏物最终进入炉1并且被裂化，由此将这些蒸馏物转化为更轻的组分。因此，这些蒸馏物不再作为喷气燃料、柴油燃料和家用加热油的蒸馏物供应源。

按照本发明，原料2含有，作为其主要组分，获得自至少一种原油的常压热蒸馏的渣油并且不是现有技术的原油/冷凝物原料。虽然一种或多种常压渣油可以基本上是原料2的唯一组分，只要常压渣油是原料2和管线10中的主要成分，本发明就不受此限制。

注意，本发明不适用于真空渣油或催化裂化。

为了本发明的目的，原料2在约环境温度～约300F的温度下在略高于常压～约100psig(下文称为“常压～100psig”)的压力下进入炉1。原料2在约环境温度～约700F的温度下在常压～100psig的压力下经由管线10进入区域12。

物流14可以基本上全部是由原料2形成的烃蒸气并且处于约环境温度～约700F的温度和常压～100psig的压力下。

物流15可以基本上全部是来自原料2的剩余液体减去在预热器3中蒸发的液体，并且处于约环境温度～约700F的温度和从略高于常压～约100psig(下文称为“常压～100psig”)的压力下。

物流14和17的混合物流，以物流25表示，可以在约600～约800F的温度和常压～100psig的压力下，并且含有，例如约0.1～约2，优选约0.1～约1磅蒸汽/磅烃的总蒸汽/烃之比。

区域13中，稀释比(热气体/液滴)变化非常大，因为常压渣油和冷凝物的组成变化大。通常，热气体，例如区域13顶部的蒸汽和烃，可以以约0.1/1～约5/1的蒸汽与烃之比存在。

蒸汽是通过管线21引入的适合的热气体的实例。所使用的蒸汽中可以存在其它物质。物流6可以是通常常规裂化装置中使用的蒸气类型。此类气体优选在足以蒸发绝大部分的进入区域13的液体烃15的温度下。通常，从导管21进入区域13的气体在常压～100psig下至少为约650F，优选约900～约1200F。为了简便，下文仅称此类气体为术语“蒸汽”。

物流17可以是蒸汽与沸点低于约1200F的烃蒸气的混合物。物流17可以处于约600～约800F的温度和常压～100psig的压力下。

来自管线21的蒸汽不只是作为如同裂化操作的通常情况一样的分压目的的稀释剂。而是，来自管线21的蒸汽不仅提供稀释功能，还为保持液体状态的烃提供额外的蒸发和温和裂化能量。刚好足以实现所述常压渣油中的较重烃组分的蒸发和/或温和裂化的能量以及通过控制能量输入实现了这一点。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/温和裂化。从而随着液体烃液滴逐渐在区域13中向下运动，在最需要非常高的蒸气稀释比和最高温度的蒸汽的地方提供非常高的蒸气稀释比和最高温度的蒸汽。

本发明中使用的常压渣油原料可以来自单个或多个来源，并且因此可以是单种渣油或两种或更多种渣油的混合物。本发明中使用的常压渣油可以具有宽沸程，尤其当使用渣油混合物时，但是通常为约600F～仅剩下不沸腾的物质时的沸腾终点的沸程。

根据本发明，留在所述常压渣油原料中的轻物质，例如沸点轻于(低于)约1000F的轻汽油、石脑油和瓦斯油，所有如上文定义的，会在装置11中蒸发并通过管线14和/或17移出并如上文描述进料至炉1。此外，以上本段中提到的比所述更轻的物质重的烃物质能至少部分被温和裂化或以其它方式在装置11中断裂成更轻的烃物质，例如上文提到的那些，并且那些刚刚形成的更轻的物质经由管线17移出，作为炉1的原料。渣油原料的剩余部分，如果有的话，通过管线26移出，以便在其它地方进行处理。

来自常压热蒸馏塔(常压塔)的常压渣油底主要由在约600～约1000F范围沸腾的瓦斯油组分和在约1000F～仅剩下不沸腾的物质时的终沸点的温度范围沸腾的较重的馏分组成。真空辅助的热蒸馏塔(真空塔)一般将该瓦斯油组分与其相伴的前述较重的馏分分开，从而释放所述瓦斯油馏分用于单独回收并有益地用于别处。

通过本发明的方法，消除了对回收常压渣油中包含的瓦斯油组分的真空塔的需要，而没有消除其功能。在本发明中通过将常压渣油作为图1的汽提器11的原料2(和10)的大部分而实现这一点。在汽提器11的段13，向下运动的烃液体和向上流动的蒸汽21的逆流流动使得最重(最高沸点)的液体在最高的蒸汽/油比例下与同时最高温度的蒸汽接触。这产生有效的操作用于蒸发和温和裂化所述真空渣油，从而由所述渣油形成额外的较轻的物料，并且释放所述渣油的瓦斯油组分，均通过管线17回收作为炉1的额外裂化原料。可以看出，本发明用来使常压渣油裂解，汽提器11中的能量通常用在炉1的操作中，同时消除了操作单独的真空塔的能量消耗。类似地，消除了真空塔的投资和其它成本，而没有损失所述真空塔在裂解常压渣油和分离有用的瓦斯油组分方面的功能。

根据本发明，原料10中使用的常压渣油的量可以是全部原料2的显著组分。所述常压渣油组分可以是所述原料总重量的至少约20wt％。但是没必要严格地在该范围内。

根据加入到原料2中的常压渣油的具体物理和化学性质，可以将其它物料加入到所述原料中。此类其它物料可包括轻质汽油、石脑油、天然汽油和/或冷凝物。石脑油可以以全范围石脑油、轻质石脑油、中质石脑油、重质石脑油或其中两种或更多种的混合物的形式使用。所述轻质汽油可以具有戊烷(C5)沸点～约158F的沸程。全范围石脑油，其包括轻质、中质和重质石脑油馏分，可具有约158～约350F的沸程。所述轻质、中质和重质石脑油馏分的沸程可以分别为约158～约212F，约212～约302F，和约302～约350F。

如果，如前所述，将轻质物料加入到原料2的常压渣油中，再次根据管线2中的该渣油原料的具体性质，优选将轻质馏分，例如轻质汽油和轻质石脑油，加入到该渣油原料中，从而剩下中质和/或重质石脑油馏分用于加入到汽油池中。

因此，故意加入到所述原料2中的常压渣油中的轻质物料的量可以根据操作员的意愿发生很大变化，但是原料2中的渣油仍保持为到蒸发装置11的管线10中的原料的主要组分。

故意再次混合已经分开的轻质物料和常压渣油是反直觉的，并且未在本领域中进行。然而，向所述常压渣油中加入一种或多种这些轻质物料在本发明中是高度有用的，因为它们有助于提高来自汽提器11中常压渣油的瓦斯油。

根据管线2中的渣油的特性，加入到管线2中并且在管线10中存在的渣油的量，在如前所述向其中加入一种或多种轻质物料之后，可以小于20wt％并且仍然在本发明的主旨范围之内。

可以看出，采用本发明，通过常压塔移出的蒸馏物被保存起来用于别的用途，例如用于柴油燃料和煤油，以及在汽提器11中的常压渣油和较轻的物料的新的组合用来形成来自常压渣油的额外的裂化原料，不为此目的该常压渣油将会损失掉。

实施例

将来自Algeria的称作Skikda常压渣油的常压渣油与天然汽油等重量份地混合，并直接进料到热解炉1的对流段的预热段3中。该原料处于260F和80psig下。在该对流段，该渣油原料在约60psig下被预热至约690F，并且然后进入蒸发装置11，其中在所述装置的区域12中在约690F和60psig下分离汽油、石脑油和瓦斯油气体的混合物。

从区域12中移出所分离的气体用于转移至同一炉的对流预热子区27。然后将该预热了的物流送至辐射段29。

渣油原料2的剩余的烃液体，在与前述相伴的烃气体中分开之后，转移至下段13并允许在所述段向其底部下落。将约1050F下的预热了的蒸汽21引入到区域13的底部附近以给出约1的段13中的蒸汽/烃之比。降落中的液滴与从区域13的底部朝其顶部上升的蒸汽逆流流动。至于在区域13向下降落的液体，所述蒸汽与液体烃之比从段19的顶部向底部提高。

约760F下的含有瓦斯油馏分的蒸汽与蒸气17的混合物从区域13的顶部附近取出并与之前经由管线14从区域12中移出的气体混合，形成复合的蒸汽/烃蒸气物流25，该物流25含有约0.4磅蒸汽每磅存在的烃。在子区27中将该复合的物流在小于约50psig下预热至约1000F，并且然后进入辐射燃烧室29以便在1400°F～1550°F范围内的温度下裂化。

在约900F的温度和约60psig的压力下从装置11中移出底部产物26，并使其进入下游处理设备以便从中产生燃料油。