通过在烃原料的蒸汽裂解期间与原料热交换将来自气-液分离器的液体塔底料流冷却的方法和设备

摘要

用于裂解液体烃原料的方法和设备使用气-液分离器来处理经加热的气-液混合物以提供残油含量降低的塔顶馏出物。使来自分离器的热的液体塔底料流与用于裂解的冷的烃原料热交换而提供经冷却的液体塔底料流和经预加热的原料。将所述经预加热的原料的至少一部分引导至热解炉的对流段用于额外加热和随后裂解。

说明书

技术领域

本发明涉及烃原料，尤其是含较不挥发性烃及其它杂质的那些烃原料的裂解。具体来说，本发明涉及冷却从用于蒸汽裂解烃原料的气-液分离设备取得的热的液体塔底料流，同时将进入热解炉的烃原料预加热。

背景技术

蒸汽裂解(也称为热解)早已用于将各种烃原料裂解成烯烃，优选轻质烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂解使用具有两个主要段的裂解炉：对流段和辐射段。烃原料通常作为液体(除了作为蒸气进入的轻质原料)进入所述炉子的对流段，其中所述烃原料通常通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和通过与蒸汽直接接触而被加热和气化。然后将气化原料和蒸汽的混合物引入辐射段，在那里发生裂解。包括烯烃的所得产物离开热解炉用于进一步的下游加工，包括骤冷。

常规蒸汽裂解系统对于裂解高质量原料如瓦斯油和石脑油是有效的。然而，蒸汽裂解经济性有时希望裂解低成本的重质原料如，作为非限制性实例，原油和常压残油(亦称常压管式蒸馏釜塔底料流)。原油和常压残油包含沸点高于590℃(1100°F)的高分子量、不挥发性组分，例如沥青质、残油和/或沥青。这些原料的不挥发性重质尾部馏分在常规热解炉的对流段中作为焦炭沉积下来。在较轻质组分已经完全气化的位置的下游的对流段中仅能容许非常低水平的不挥发性物质，比方说，例如少于50ppmw，或甚至少于5ppmw。此外，一些石脑油在输送期间会受原油污染。常规热解炉不具有加工含大比例重质不挥发性烃(比方说，50-100000ppmw)的残油(例如常压残油、原油或许多残油或原油污染的瓦斯油或石脑油)的灵活性。

在加工此类原料的炉子中，通常将原油或残油预加热并与稀释蒸汽混合，并仅部分地气化，然后将其从对流段取出并进料给气-液分离器(闪蒸罐或闪蒸器)以将重质不挥发性烃与较轻质挥发性烃分离，将所述较轻质挥发性烃送回到所述炉子的对流段以便额外预加热，然后在所述热解炉的辐射段中裂解。在这种方法中使不挥发性烃去除效率最大化是重要的。否则，重质的、形成焦炭的不挥发性烃可能被夹带在气相中并向塔顶携带而进入炉子中，从而在对流段中产生焦化问题。由此种闪蒸产生的经加热液体塔底料流通常必须加以冷却，从而提供提高整个蒸汽裂解过程的热效率的机会。

美国专利3,617,493(所述文献引入本文供参考)公开了使用用于原油进料的外部气化鼓并公开了使用第一闪蒸以除去作为蒸气的石脑油和使用第二闪蒸以除去沸点230℃-590℃(450°F-1100°F)的蒸气。在热解炉中将蒸气裂解成烯烃并将来自两个闪蒸罐的分离的液体取出，使用蒸汽汽提并用作燃料。美国专利7,097,758和7,138,047(这两篇文献引入本文作为参考)公开了加工高水平不挥发性烃(或残油)的炉子，其中将原料预加热，与稀释蒸汽和水混合，在对流段中部分地气化，然后进料给气-液分离器以除去为液体的不挥发性物质，然后裂解。

为了在采用外部气-液分离器或闪蒸罐的炉子上达到稳定的工业操作，必须具有能够维持气-液分离器的所需入口温度的构造和控制系统。美国专利7,138,047(引入本文供参考)描述了优化包含在重质烃原料中的挥发性烃的裂解和减少以及避免焦化问题的有利控制的方法。它提供一种方法，所述方法通过维持进入闪蒸器的料流相对恒定的温度来维持蒸气与离开所述闪蒸器的液体具有相对恒定的比例。更具体地说，闪蒸料流的恒定温度如下维持：在闪蒸之前自动地调节与重质烃原料混合的流体料流的量。因此，用可变量的稀释液体(或流体)，优选水，代替保持气-液分离器(闪蒸)温度基本上恒定所需要的稀释蒸汽，尽管所述炉子可能经历负荷变化。可以在换热器中冷却来自所述闪蒸器的塔底料流并输出或循环到闪蒸罐。

在位于气-液分离器的紧密相邻位置的换热器中至少可以实现第一阶段冷却。这种换热器在过去已经用于通过产生中压蒸汽(693-1138kPa(100-150psig))冷却来自分离器的液体料流，所述中压蒸汽可以输出到设备中压蒸汽集管。

美国专利7,351,872(引入本文供参考)教导了维持气-液分离器温度的可选方法，例如，通过改变炉子通风，这可以完全地省去对注水的需要。

美国专利申请序列号12/132,130(2008年6月3日提交)公开了通过与高压锅炉给水热交换冷却从用于蒸汽裂解烃原料的气-液分离设备取得的液体塔底料流。

在闪蒸以将含残油的重质液体烃级分与可以在热解炉中加工的较轻质级分分离期间，按有效地回收它们的热的方式冷却液体塔底料流级分将是合乎需要的。因此，提供这样一种方法将是合乎需要的，所述方法将从用来分离含残油的重质液体烃级分与可以在热解炉中加工的较轻质级分的闪蒸罐取得的液相材料(例如塔底料流)冷却，同时利用转移的热有效地整合在整个炉子设计中的热回收。

发明内容

发明概述

在一个方面中，本发明涉及将得自气-液分离器的液体塔底料流冷却的方法，所述气-液分离器用于分离待裂解的经加热烃原料，所述方法包括：i)使热的液体塔底料流(例如，具有200℃-500℃(392°F-932°F)，比方说，250℃-350℃(482°F-662°F)的温度)与冷的烃原料(例如具有20℃-200℃(68°F-392°F)，比方说，50℃-150℃(122°F-302°F)的温度)间接地热交换，以提供经冷却的液体塔底料流，例如，处于50℃-350℃(122°F-662°F)，比方说，70℃-300℃(158°F-572°F)的温度，和经预加热的烃原料，例如处于50℃-300℃(122°F-572°F)，比方说，70℃-200℃(158°F-392°F)的温度；和ii)将所述经预加热的烃原料的至少一部分引导至热解炉的对流段入口，所述热解炉包括a)具有至少一个对流区的对流段和b)辐射段。步骤ii)的将所述经预加热的烃原料引导至对流段入口导致所述原料的额外加热和随后裂解。冷的烃原料通常可以含有″残油″，如下面进一步描述。对于本发明目的，术语″热的液体塔底料流″可以定义为具有足够的用于使用间接换热器转移至较冷料流的热含量的液体塔底料流。类似地，术语″冷的烃原料″可以定义为足够地冷以使用间接换热器接受从较热料流转移的热的烃原料料流。通常，所述热的液体塔底料流和所述冷的烃原料之间的温度差可以是至少25℃(77°F)，比方说，至少100℃(212°F)，例如，至少200℃(392°F)。

在某些实施方案中，本发明方法还包括：iii)将稀释剂蒸汽引入所述经预加热的烃原料；和，任选地，iv)将液体稀释剂引入所述经预加热的烃原料。引入的液体稀释剂(通常包括水)可以随所述烃原料被预加热的程度的变化而减少。可以用所述引入的液体稀释剂按足以维持气-液分离器中的基本上恒温的量代替蒸汽稀释剂。在所述方法的一个实施方案中，烃原料可以从选自重质原油和常压残油的较重质原料改变到选自较轻质原油和原油与冷凝物的混合物的较轻质原料。

在另一个方面中，本发明涉及在包括至少一个对流段和辐射段的热解炉中裂解烃原料的方法，所述方法包括：(a)引入经预加热的烃原料，以便在对流区中，例如但不限于上部对流区中进一步加热；(b)将所述经预加热的烃原料与稀释蒸汽和，任选地，稀释液体(例如水)混合，以形成混合物料流；(c)在气-液分离器中将所述混合物料流分离而形成I)气相和II)液相；(d)从所述气-液分离器除去作为塔顶馏出物的气相和作为塔底料流的液相；(e)在位于所述热解炉外部的换热器中通过与较冷的烃原料间接热交换将所述较热的塔底料流冷却以提供所述经预加热的烃原料的至少一部分；(f)在热解炉的辐射段中裂解所述气相以产生包含烯烃的排出物；和(g)从所述包含烯烃的排出物回收裂解产物。

在本发明这一方面的一个实施方案中，在将所述混合物料流引入气-液分离器之前，在额外的对流区中将所述混合物料流加热。

在这一方面的另一个实施方案中，在裂解之前在额外的对流区中加热所述气相。

在这一方面的又一个实施方案中，所述至少一个对流区包括管组换热器。

在本发明这一方面的又一个实施方案中，所述方法还包括在回收裂解产物之前将得自裂解的所述包含烯烃的排出物骤冷。

在这一方面的又一个实施方案中，所述方法还包括将经冷却的液体塔底料流的一部分循环到所述气-液分离器。

在本发明这一方面的某些实施方案中，所述方法可以进一步包括以下步骤中的至少一个：(h)使高压锅炉给水与热烟道气在对流区中热交换以提供经预加热的高压锅炉给水；(i)使稀释蒸汽与热烟道气在对流区中热交换以提供经加热的稀释蒸汽；(j)任选地将减温器水添加到所述经加热的稀释蒸汽中，从而提供冷却的混合物；(k)将所述经加热的稀释蒸汽和任选的减温器水添加到(b)的混合物料流中；(l)使过热高压蒸汽与热烟道气在对流区中热交换以提供经加热的过热高压蒸汽；(m)将减温器水添加到所述经加热的过热高压蒸汽中以提供处于降低的温度的过热高压蒸汽的料流；和(n)使(m)的料流与热烟道气在对流区中热交换以提供处于适合于输出到集管的温度的过热高压蒸汽。此种温度可以是至少370℃(700°F)，通常477℃-565℃(890°F-1050°F)。对于本发明目的，除非另外描述，待加热或冷却的特定料流的温度可以在接收或取得它们的热交换装置的合适入口或出口处测量。

在本发明这一方面的一个实施方案中，得自气-液分离设备的液体塔底料流为250℃-350℃(482°F-662°F)，经冷却的液体塔底料流为90℃-260℃(194°F-500°F)，烃原料为70℃-150℃(158°F-302°F)，经预加热的烃原料为90℃-200℃(194°F-392°F)。

在本发明这一方面的另一个实施方案中，用于形成(b)的混合物料流的稀释液体随所述烃原料被预加热的程度的变化而减少。

在本发明这一方面的又一个实施方案中，用稀释液体按足以维持气-液分离器中基本上恒温的量代替稀释蒸汽。

在本发明这一方面的又一个实施方案中，在从较重质原料到较轻质原料的烃液体原料范围内选择或改变烃原料。对于本发明目的，所述较重质原料包括比较轻质原料更高沸点的级分。例如，所述较重质原料可以从重质原油和常压残油中选择，而所述较轻质原料可以例如，从较轻质原油和原油与冷凝物的混合物中选择。

在又一个方面中，本发明涉及在包括a)具有至少一个对流区的对流段和b)辐射段的热解炉中裂解经预加热的烃原料的设备，所述设备包括：(1)用于接收经预加热的烃原料的入口；(2)用于将所述经预加热的烃原料加热的对流区；(3)用于将蒸汽，或蒸汽和水，引入所述经加热的烃原料中以形成混合物料流的至少一个入口；(4)可以位于所述热解炉外部的用于处理所述混合物料流以形成I)气相和II)液相的气-液分离器，所述分离器还包括从所述气-液分离器将气相作为塔顶馏出物基本上除去的塔顶出口和将液相作为经加热塔底料流基本上除去的液体出口；(5)位于所述热解炉外部的用于通过间接热交换将气-液分离器塔底料流冷却的换热器，其包括用于从所述分离器接收经加热塔底料流的入口，用于排出经冷却塔底料流的出口，用于接收作为所述换热器的热交换介质的冷的烃原料的入口，和用于排出经预加热的烃原料的出口；(6)用于将所述排出的经预加热的烃原料的至少一部分引导至用于接收经预加热的烃原料的入口的管线；和(7)用于将所述经加热气相裂解以产生包含烯烃的排出物的辐射段。

在本发明这一方面的某些实施方案中，所述设备可以进一步包括以下中的至少一个：(8)用于将所述混合物料流加热的对流区；(9)用于将塔顶馏出物加热以提供经加热气相的对流区；(10)用于将所述包含烯烃的排出物冷却的骤冷交换器(quench exchanger)；和(11)用于从所述包含烯烃的排出物回收轻质烯烃的回收设备组。

在本发明这一方面的一个实施方案中，所述至少一个对流区包括至少一个换热器管组。

在本发明这一方面的其它实施方案中，所述设备还包括以下中的至少一个：(12)用于采用热烟道气将高压锅炉给水在对流区中预加热以提供经预加热高压锅炉给水的换热器；(13)用于采用热烟道气将稀释蒸汽在对流区中加热以提供经加热稀释蒸汽的换热器；(14)用于将减温器水添加到所述经加热稀释蒸汽中的入口；(15)用于将所述经加热稀释蒸汽添加到(3)的混合物料流中的入口；(16)用于将减温器水添加到(3)的混合物料流中的入口；(17)用于采用热烟道气将高压蒸汽在对流区中过度加热以提供经加热的过热高压蒸汽的换热器；(18)用于将减温器水添加到所述经加热的过热高压蒸汽中以提供处于降低的温度的过热高压蒸汽的料流的入口；和(19)用于采用热烟道气将经加热的过热高压蒸汽和减温器水的混合物在对流区中加热以提供处于适合于输出到集管的温度的过热高压蒸汽的换热器。

附图简述

所述附图示出了根据本发明的总体方法和设备的示意性流程图。

发明详述

本发明提供处理来自气-液分离设备的液体塔底料流的有效方法，所述气-液分离设备与用于蒸汽裂解的烃热解反应器相联。本发明提供通过预加热进入所述反应器的烃类(hydrocarbonaceous)进料从塔底料流有效除去和回收热。用于本发明的烃热解反应器(或炉子)包括具有至少一个对流区的对流段，和辐射段。对于本发明目的，对流段可以描述为所述炉子的一部分，其中在具有导热表面的通道(例如金属管的组)中通过对流加热(例如通过来自辐射段的热烟道气的间接热交换)处理原料。所述对流段通常包括一个或多个对流区，每个对流区具有进入所述对流段的入口和从所述对流段出来的出口。对流段通常可以包括一个或多个加热区，以及预加热区，但是后者可能在本发明中多余(本发明在换热器中将原料预加热，所述换热器利用来自气-液分离器的经加热塔底料流)。每个对流区通常与用于进行热交换的特定管组相联。在本发明的一个实施方案中，内部或外部气-液分离器(例如，闪蒸罐或容器)可以插入在对流区之间。对流段还可以包括独立的对流区，所述对流区处理其它料流，例如锅炉给水，蒸汽等。

对于本发明目的，除非另有描述，反应物料流或起始材料料流的条件(例如温度)在其中处理它们的所述区的入口处测量，而通常在其中处理它们的所述区的出口处测量经处理料流的条件。用于冷却热的液体塔底料流的换热器可以是任何适合的换热器装置，例如管壳式换热器、螺旋型换热器、airfin或套管式换热器。

本发明用于烃原料，特别是液体烃原料，例如具有至少315℃(600°F)的标称终沸点的那些的蒸汽裂解。这些原料通常含有不挥发性组分。

本文所使用的不挥发性组分或残油是根据ASTM D-6352-98或D-2887测量的标称沸点大于590℃(1100°F)的烃原料的级分。本发明对于标称沸点大于760℃(1400°F)的不挥发性物质效果非常好。烃原料的沸点分布通过气相色谱蒸馏(GCD)测量，还通过ASTM D-6352-98或D-2887测量。不挥发性物质包括焦炭前体，它们是大的可冷凝分子，这些分子在蒸气中冷凝然后在本发明方法中采用的操作条件下形成焦炭。

适合用于本发明蒸汽裂解的典型的烃原料通常选自包括以下物质的示例性组：蒸汽裂解瓦斯油/残油掺合物、瓦斯油、加热用油、喷气式发动机燃料、柴油、煤油、汽油、焦化汽油馏分(coker naphtha)、蒸汽裂解石脑油、催化裂解石脑油、加氢裂解油、重整油、残液重整油(raffinate reformate)、费-托(Fischer-Tropsch)液体、费-托气体、天然汽油、馏出液、直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜塔底料流、包括塔底料流的真空管式蒸馏釜料流、宽沸程石脑油到瓦斯油冷凝物、来自精炼厂的重质非直馏烃料流、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、烃气体/残油掺合物、氢气/残油掺合物、C4/残油掺合物、石脑油/残油掺合物和瓦斯油/残油掺合物，和它们的混合物。

为了实现使用气-液分离器的热解炉中的稳定工业操作，已经发现具有能够维持气-液分离器的所需入口温度的炉子构造和控制系统是合乎需要的。如先前指出的那样，美国专利7,138,047描述了其中用可变量的稀释流体(优选水)代替保持气-液分离器温度恒定所需要的稀释蒸汽的系统，尽管存在所述炉子经历的负荷变化。

对于重质原油或常压残油，通常希望在最高可能的温度下操作气-液分离器以使回收的进入热解炉辐射段的原料的量最大化以便裂解成轻质烯烃。此种目标温度一般落在400℃和500℃(752°F和932°F)之间。上限通常由来自气-液分离器的塔顶馏出物管线(overhead line)中的热裂解和结垢的开始设定，例如460℃(860°F)的温度。对于较轻质原料，例如，较轻质原油，或原油和冷凝物的混合物，分离器塔底料流液体中的不挥发性烃的浓度可以在分离器温度到达上述上限之前达到最大值。在这些情况下，在较低温度下操作分离器以维持足够数量和质量的分离器塔底料流液体是合乎需要的。这些温度取决于原料混合物的沸程，并且可以为400℃-450℃(752°F-842°F)。

在送到存储器或可选的下游处置之前将来自气-液分离器的液体塔底料流冷却。在位于气-液分离器的相邻位置的换热器中至少可以实现第一阶段冷却。

美国专利7,138,047的适合用于本发明的热解炉使用蒸汽和流体(例如水)的混合物作为稀释剂，并且可以按商业上稳定的操作对各种各样含不挥发性烃的原料操作。然而，当工艺原料要求高的气-液分离器温度时，其操作是最有效的。在此情况下，可以使进入对流段中的注水速率最小化。美国专利7,351,872(全文引入本文作为参考)中描述的热解炉的附加的控制技术包括调节炉子通风以控制气-液分离器的入口温度，并且可以消除对其中原料质量保持一致的注水的需要。然而，如果炉子必须不但加工要求高分离器温度的原料，例如全原油或常压残油，而且加工要求低分离器温度的原料，例如原油/冷凝物混合物，则必须用显著量的水代替稀释蒸汽以维持分离器处于所要求的较低温度。

使用此种高的注水速率浪费了炉子烟道气中的用来使水气化(有效地使用烟道气产生稀释蒸汽)的有价值能量，而不是用于更高价值的热回收服务。例如，烟道气可以另外用来将高压锅炉给水预加热，以增加配备转油线换热器(transfer line exchanger)的炉子的超高压蒸汽产生。因此，使用显著量的水来降低分离器温度降低了炉子的总体能量效率。

此外，代替稀释蒸汽注入炉子对流段中的水的每一质量(mass)要求从稀释蒸汽生成系统排出的递增质量的酸性冷凝物。这提高了所述设备要求的废水处理设施的成本，此外还提高了从所述设备释放的经处理水的体积。

相对照而言，本发明提供使用宽范围的含不挥发性烃的原料用于在合理的气-液分离器温度范围内加工，而不要求在炉子对流段中注射显著体积的水代替稀释蒸汽。

一般而言，要求高的对流段热输入以达到所需分离器温度的重质原油原料往往产生大量的分离器塔底料流并且因此具有相称地高的从分离器塔底料流引导的液体流速。相对照而言，要求较低分离器温度的较轻质原料例如原油/冷凝物混合物往往具有从分离器塔底料流引导的低液体流速。

已经令人惊奇地发现，如果首先在换热器中将原料相对分离器塔底料流预加热，然后将所述经预加热原料进料给热解炉的对流段，而不是在炉子对流段中进行全部的原料预加热任务(preheat duty)，则可以使在对流段中代替稀释蒸汽的注水需要最小化。因为本发明将重质原料要求的高预加热任务与和较重质原料的加工相联系的分离器塔底料流的高液体流速的热交换提供的热平衡，所以本发明是尤其有利的。类似地，较轻质原料要求的降低的预加热任务通过与来自和较轻质原料相联系的分离器塔底料流的低液体流速的热交换得到平衡。这允许从烟道气有效且基本上自动调节的能量回收，而对于重质原料和轻质原料两者最少的水注入对流段。

对流段任务和分离器温度的平衡也可以通过改变将原料供应给预加热换热器时的温度加以辅助。对于要求高预加热任务的应用，例如重质原油，较高的供料温度是有利的。对于低预加热任务，例如原油/冷凝物混合物，低供料温度是有利的。这种平衡可以进一步通过改变操作炉子时的过量O₂水平加以辅助。对于要求高预加热任务的应用，较高的过量O₂水平是合乎需要的，对于较低预加热任务，较低的过量O₂水平是优选的。

在应用本发明过程中，在热解炉外部将通常含残油的烃原料预加热，所述热解炉包括具有一个或多个对流区的对流段和辐射段，然后将所述烃原料引入对流区以便在所述热解炉的对流段内将原料最初加热。可以通过使所述烃原料与适合的热源热交换来进行预加热。具体来说，本发明使用取自气-液分离器的热的液体塔底料流作为热源，所述气-液分离器位于最初的用于在所述热解炉的对流段中加热原料的对流区的下游，和位于所述热解炉的辐射段的上游。可以通过在热解炉的对流区管组中与烟道气间接接触进一步加热所述经预加热的烃原料，然后将它与流体(例如蒸汽)和任选的液体水混合。优选地，所述烃原料在与所述流体混合之前的温度为130℃-260℃(266°F-500°F)。

在与主要的稀释蒸汽料流和任选的液体水混合之后，所述混合物料流可以通过在热解炉的对流段中与烟道气间接接触而被加热，然后被闪蒸。优选地，所述对流段经设置以在对流区之间加入主要的稀释蒸汽料流和任何液体水使得所述烃原料可以在与所述流体混合之前被加热并且所述混合物料流可以在闪蒸之前被进一步加热。

进入最上面(或最远上游)对流区管组用于加热原料的烟道气的温度一般小于815℃(1500°F)，例如，小于705℃(1300°F)，例如小于620℃(1150°F)，优选小于540℃(1000°F)。

稀释蒸汽可以在所述方法中的任何位置添加，例如，可以将它添加到加热之前或之后的烃原料中、添加到混合物料流中和/或添加到气相中。任何稀释蒸汽料流可以包括酸性蒸汽。任何稀释蒸汽料流可以在位于炉子的对流段内的任何位置的对流区管组中加热或过度加热。

所述混合物料流在引入气-液分离器或闪蒸设备，例如分离鼓之前可以处于315℃-540℃(600°F-1000°F)，并且闪蒸压力可以是275-1375kPa(40-200psia)。闪蒸之后，所述混合物料流的50-98％可以在气相中。附加的分离器例如离心分离器可以任选地用来从气相除去痕量的液体。在进入炉子的辐射段之前，可以将气相加热到闪蒸温度以上，例如，加热到425℃-705℃(800°F-1300°F)。这一加热可以在对流段管组中进行，优选在最接近炉子的辐射段的对流区中的管组中进行。

转油线换热器可以用于产生高压蒸汽，所述高压蒸汽然后优选通过与烟道气间接接触在热解炉的对流段管组中过度加热，通常过度加热到小于590℃(1100°F)，例如，370℃-565℃(700°F-1050°F)，然后所述烟道气进入用于加热重质烃原料和/或混合物料流的对流段管组。中间减温器可用来控制高压蒸汽的温度。所述高压蒸汽优选处于4240kPa(615psia)或更大的压力并且可以具有10450-13900kPa(1515-2015psia)的压力。高压蒸汽过热器管组优选位于第一对流区管组和用于加热气相的对流区管组之间的对流区中。

将来源于转油线换热器的经冷却气态排出物引导至回收设备组以便尤其回收C₂-C₄烯烃。

现将参照附图中所示的实施例更具体地描述本发明。附图所示的方法内的操作条件提供在表1中。

参照附图，通过穿过换热器12将烃原料10，例如要求高预加热任务的重质原油，或要求低预加热任务的原油/冷凝物混合物预加热。在换热器入口处测量初始原料温度，并且在换热器出口处测量离开所述换热器的原料温度。经预加热的原料经由管线14在用于附加预加热的对流段18的上部进入蒸汽裂解炉(热解反应器)16中的第一对流区换热器管组15。使用来自炉子辐射段20的热烟道气通过炉子对流段中的原料的间接接触加热所述对流段内的原料，所述热烟道气经由可以与鼓风机23相联以根据需要改变通风的炉子出口22离开。在附加的预加热之后，在上部对流段中的第一对流区换热器管组的出口处测量的原料具有100℃-300℃(212°F-572°F)的温度。优选地，所述经加热原料的温度在120℃-270℃(248°F和518°F)，最优选130℃-250℃(266°F-482°F)。经附加预加热的原料穿过喷雾器24，所述喷雾器24经由阀门28控制的管线26接收水以将水或其它适合的流体引入原料。经由阀门32控制的管线30将稀释蒸汽引入喷雾器，其中它与原料和水混合，经由管线34离开喷雾器的混合物返回到中间对流区管式换热器组35以便附加加热经由管线36在对流段外部取得的混合物，以便再引入对流段用于在下部中间对流区管组中进一步加热。所述混合物再次离开对流段，这次经由管线38经过侧面入口42到气-液分离器40。经由塔底料流出口44(在此位置可以测量塔底料流温度)经由管线46从分离器取得作为塔底料流的液体，然后经由泵48作为传热介质引导至换热器12。可以经由通过阀门52控制的管线50将取自换热器的分离器液体塔底料流循环到气-液分离器的接受器(boot)54。收集未循环的液体塔底料流用于经由阀门58控制的管线56输出的液体料流。可以经由管线64、中间对流区管式换热器组68和阀门66控制的管线70将过度加热的稀释蒸汽与进入所述气-液分离器的原料混合。可以经由阀门62控制的管线60将过热后冷却的水与过度加热的稀释蒸汽混合。所述经加热的稀释蒸汽经由管线70进入气-液分离器(经由管线38)。正常地，减温器维持在气-液分离器40的入口处测量的稀释蒸汽的温度为425℃-590℃(800°F-1100°F)，例如，455℃-540℃(850°F-1000°F)，例如455℃-510℃(850°F-950°F)，通常470℃-495℃(875°F-925°F)。所述减温器可以是控制阀和水雾化器喷嘴。

来自气-液分离器40的蒸气作为塔顶馏出物经由管线72流到下游对流区管式换热器组79，其中它被加热，并从那里到输送管76，从所述输送管76它被引导至辐射段20，从所述辐射段20它作为热的气态热解排出物排出。

所述热的气态热解排出物经由管线78离开蒸汽裂解炉16的辐射段20进入至少一个主要的转油线换热器80，所述换热器80将所述排出物从704℃-927℃(1300°F-1700°F)，比方说，760℃-871℃(1400°F-1600°F)，例如816℃(1500°F)的入口温度冷却到316℃-704℃(600°F-1300°F)，比方说，371℃-649℃(700°F-1200°F)，例如538℃(1000°F)的出口温度。这一换热器的出口温度从443℃迅速上升到527℃(830°F-980°F)，然后较缓慢地上升到549℃(1020°F)。然后可以通过管线82将来自所述转油线换热器的排出物引导至进一步处理，例如，骤冷和通过回收设备组进一步加工而提供轻质烯烃的独立级分。

可以经由用于预加热的管线84将高压锅炉给水引导至位于中间对流区管式换热器组盘管35下面的高压锅炉给水热交换盘管86，所述盘管35经由管线34接收喷雾器24排出物。将所述经预加热的高压锅炉给水经由管线88引导至蒸汽鼓(未显示)。可以通过将高压锅炉给水90的源引导至低温高压锅炉给水预加热盘管92进行高压锅炉给水的可选或附加加热，所述预加热盘管92位于所述炉子的在第一对流区换热器管组15的最初进料入口上面。可以经由管线94将这种预加热锅炉给水引导至高压锅炉给水热交换盘管86以便根据需要进行附加的预加热。使用这种低温高压锅炉给水预加热盘管92加热使用得自烟道气的热为更宽种类的原料情况提供有效的炉子操作，所述烟道气不这样的话将排到大气中。

经由管线96从蒸汽鼓取得饱和高压蒸汽到高压蒸汽热交换盘管98，所述蒸汽热交换盘管98位于高压锅炉给水热交换盘管86下方的对流区中。经由管线100将所述经加热的过热高压蒸汽引导至对流段18外部，其中可以将减温器水经由阀门104控制的管线102添加到所述经加热的过热高压蒸汽中。可以经由用于附加加热的管线100将具有至少4100kPa(600psia)的压力的经加热的过热高压蒸汽(或蒸汽和水的所得混合物)引导至第二过热高压蒸汽加热器106的对流区，所述第二过热高压蒸汽加热器106位于用于加热的下部中间对流区管组37下面。经由管线108从热解炉输出所得的经加热的过热高压蒸汽。

下表1示出了上述附图中所示的具有对流区、气-液分离器和原料预加热器/塔底料流冷却器配置的炉子的预测性能。这种预测性能基于计算机模拟。

表1

如从表1中的数据可以看出的那样，当原料变得较轻质时，通过气-液分离器塔底料流换热器或冷却器转移至原料的任务降低，从而允许用各种各样的原料操作。在最轻质原料的情况下注水是必要的(并且仅到微小的程度)。因此，本发明提供用于待加工的宽范围的烃类原料(例如原油和常压残油)，同时使进入对流段的水的流速最小化，从而降低了与添加流体(例如水)到蒸汽裂解过程中相联系的能量效率低和环境处理要求。

虽然已经结合某些优选的实施方案描述了本发明，以致可以更完全地理解和领会本发明的各方面，但是不希望将本发明限制到这些特定的实施方案。相反，希望涵盖可以包括在所附权利要求书限定的本发明范围内的所有备选方案、修改和等同物。