在热解反应器中热裂化原油和重质进料以生成烯烃

摘要

本发明公开了用于有效率地裂化烃混合物的系统和方法，所述烃混合物例如为包括标准沸腾温度大于450℃、500℃或甚至大于550℃的化合物的混合物，例如全原油。

说明书

技术领域

本文公开的实施方式总体上涉及热裂化烃混合物(例如全原油或其它烃混合物)以生成烯烃。

背景技术

终沸点超过550℃的烃混合物通常不直接在热解反应器中处理以生成烯烃，因为反应器焦化相当快。虽然限制反应条件可能降低结垢趋势，但较不苛刻的条件会导致产量显著损失。

本领域的普遍共识是需要将具有宽沸点范围的烃混合物和/或具有高终沸点的烃初分离成许多馏分，例如气/轻烃、石脑油范围烃、瓦斯油等，然后在特定针对这些馏分的条件下(例如在单独的裂化炉中)裂化各馏分。虽然分馏(例如通过蒸馏塔)和单独处理可能是资本和能源密集型的，但是通常认为馏分的分别和单独处理在工艺控制和产率方面提供最高的收益。

发明内容

现在已经开发了用于灵活处理全原油和含有高沸点焦炭前体的其它烃混合物的方法。本文的实施方式可有利地在裂化过程中减少焦化和结垢(即使在高苛刻度的条件下)，并达到理想的产率，同时显著降低与预分馏和单独处理相关的资本和能量需求。

在一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于热裂化烃混合物以生成烯烃的方法。该方法可以包括加热烃混合物以汽化烃混合物中的一部分烃。然后可以在第一分离器中将加热的烃混合物分离成第一蒸气馏分和第一液体馏分。可以在热解反应器的对流区中加热第一液体馏分以汽化第一液体馏分中的一部分烃并形成第二加热的烃混合物。然后可以在第二分离器中将第二加热的烃混合物分离成第二蒸气馏分和第二液体馏分。蒸汽可以与第一蒸气馏分混合，并且所得的混合物可以在对流区中加热，并且进料到热解反应器的辐射区中的第一辐射盘管，用于裂化烃以生成烯烃。第二蒸气馏分也可以与蒸汽混合、在对流区过热，并且进料到热解反应器的辐射区中的第二辐射盘管，以生成另外的烯烃。

在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于热裂化烃混合物以生成烯烃的系统。该系统可以包括：加热器以及包括辐射区和对流区的热解反应器。该系统还包括第一间接热交换盘管，其用于加热加热器中的烃混合物以形成加热的烃混合物；第一分离器，其用于将加热的烃混合物分离成第一蒸气馏分和第一液体馏分；第二间接热交换盘管，其用于加热对流区中的第一液体馏分以形成第二加热的烃混合物；第二分离器，其用于将第二加热的烃混合物分离成第二蒸气馏分和第二液体馏分；第三和第四间接热交换盘管，其用于分别在对流区中使第一和第二蒸气馏分过热；第一辐射盘管，其在热解反应器的辐射区中，用于热裂化所述过热的第一蒸气馏分中的烃；以及第二辐射盘管，其在热解反应器的辐射区中，用于热裂化所述过热的第二蒸气馏分中的烃。

因此，根据本文实施方式的用于裂化烃混合物以生成烯烃的系统可以包括加热器和具有辐射区和对流区的热解反应器。加热器包括具有入口和出口的第一间接热交换盘管。入口可以流体连通式地连接到烃混合物源，并且出口可以流体连通式地连接到第一分离器。第一分离器可以包括蒸气出口和液体出口，并且可以用于例如将来自加热器的加热的烃分离成第一蒸气馏分和第一液体馏分。热解反应器可以包括对流区中的多个间接热交换盘管，以及辐射区中的多个间接热交换盘管。例如，第二间接热交换盘管可以具有：入口，其流体连通式地连接到第一分离器的液体出口；以及出口，其流体连通式地连接到第二分离器的入口。第二分离器也可以具有蒸气出口和液体出口。第三和第四间接热交换盘管可以各自包括入口和出口，入口分别流体连通式地连接到第一分离器的蒸气出口和第二分离器的蒸气出口。第三和第四间接热交换盘管可以用于例如使热解加热器对流区中的相应蒸气馏分过热。第三和第四间接热交换盘管的出口可以分别流体连通式地连接到热解反应器的辐射区内的第一辐射盘管和第二辐射盘管的入口。第一和第二辐射盘管也可以各自包括出口。辐射盘管可以用于例如热裂化过热的蒸气馏分中的烃，并且允许回收裂化产物用于进一步处理。

在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于热裂化烃混合物以生成烯烃的方法，所述烃混合物包括从石脑油范围烃沸腾的烃到在大于550℃的温度下沸腾的烃。该方法可以包括：在热解反应器的对流区中加热烃混合物以汽化烃混合物中的一部分烃并形成加热的烃混合物；将加热的烃混合物在第一分离器中分离成包括石脑油范围烃的第一蒸气馏分和第一液体馏分；将第一液体馏分与蒸汽混合以形成第一蒸汽/油混合物；在热解反应器的对流区中加热第一蒸汽/油混合物以汽化第一蒸汽/油混合物中的一部分烃并形成第二加热的烃混合物；将第二加热的烃混合物在第二分离器中分离成包括瓦斯油范围烃的第二蒸气馏分和第二液体馏分；将蒸汽与第一蒸气馏分混合，在对流区中使所得的混合物过热，并将过热的混合物进料到热解反应器的辐射区中的第一辐射盘管；以及将蒸汽与第二蒸气馏分混合，在对流区中使所得的混合物过热，并将过热的混合物进料到热解反应器的辐射区中的第二辐射盘管。

在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种用于裂化烃混合物以形成烯烃的系统。该系统可以包括：第一加热器，其包括辐射区和对流区；一个或多个第二加热器，其包括辐射区和对流区；第一加热盘管，其设置在第一加热器的对流区中，用于部分汽化混合烃进料；第一分离系统，用于将部分汽化的混合烃进料分离成第一蒸气馏分和第一液体馏分；第二加热盘管，其设置在第一加热器的对流区中，用于部分汽化第一液体馏分；第二分离系统，用于将部分汽化的第一液体馏分分离成第二蒸气馏分和第二液体馏分；第三加热盘管，其设置在第一加热器的对流区中，用于部分汽化第二液体馏分；第三分离系统，用于将部分汽化的第二液体馏分分离成第三蒸气馏分和第三液体馏分；第一辐射盘管，其设置在所述一个或多个第二加热器中之一的辐射区中，用于裂化第一蒸气馏分以形成烯烃；以及第二辐射盘管，其设置在所述一个或多个第二加热器中之一的辐射区中，用于裂化第二蒸气馏分以形成烯烃。

因此，根据本文的各种实施方式的用于裂化烃混合物以生成烯烃的系统可以包括：第一加热器，其具有辐射区和对流区；以及一个或多个第二加热器，其包括辐射区和对流区。第一加热器可以包括在加热器的对流区中的多个间接热交换盘管，每个间接热交换盘管具有入口和出口。第一盘管的入口可以例如流体连通式地连接到烃混合物源，并且第一盘管的出口可以流体连通式地连接到第一分离器。第二盘管的入口可以流体连通式地连接到第一分离器的液体出口，并且第二盘管的出口可以流体连通式地连接到第二分离器。第三盘管的入口可以流体连通式地连接到第二分离器的液体出口，并且第三盘管的出口可以流体连通式地连接到第三分离器。所述一个或多个第二加热器可以包括在相应的辐射区中的辐射盘管，每个辐射盘管具有入口和出口。第一辐射盘管的入口可以流体连通式地连接到第一分离器的蒸气出口。第二辐射盘管的入口可以流体连通式地连接到第二分离器的蒸气出口。辐射盘管可以用于例如裂化在相应的蒸气馏分中的烃，并且出口可以允许回收裂化产物用于进一步处理。

在另一方面，本文公开的实施方式涉及一种方法，其包括：在第一加热器中产生第一废气；在第二加热器中产生第二废气；在第一加热器的对流区中从第一废气中回收热量，从而冷却第二废气；在第二加热器的对流区中从第二废气中回收热量，从而冷却第二废气；将冷却的第一和第二废气组合以形成组合的废气流；以及从组合的废气流中回收热量。

所附草图中显示的工艺流程图可以针对特定原油和产品构成(product slates)进行略微修改。从以下描述和所附权利要求中，其它方面和优点将变得显而易见。

附图说明

图1是根据本文实施方式的用于裂化烃混合物的系统的简化工艺流程图。

图2是根据本文实施方式的用于裂化烃混合物的系统的简化工艺流程图。

图3是根据本文实施方式的用于裂化烃混合物的系统的一部分的简化工艺流程图。

图4是根据本文实施方式的可与用于裂化烃混合物的系统一起使用的HOPS塔的简化工艺流程图。

图5是根据本文实施方式的可以裂化以形成烯烃的烃混合物的蒸馏曲线。

具体实施方式

本文公开的实施方式总体上涉及烃混合物(例如全原油或其它烃混合物)的热裂化以生成烯烃。更具体地，本文公开的实施方式涉及使用从进行裂化的加热器的对流段中回收的热量来有效分离烃混合物。

可用于本文公开的实施方式中的烃混合物可以包括具有如下沸点范围的各种烃混合物，其中该混合物的终沸点可以大于450℃或大于500℃，例如大于525℃、550℃或575℃。高沸点烃(例如沸点高于550℃的烃)的量可以少至0.1重量％、1重量％或2重量％，也可以高达10重量％、25重量％、50重量％或更大。虽然本说明书是针对原油进行解释，但是可以使用任何高沸点终点烃混合物，例如原油和冷凝物。为了说明的目的，针对轻质阿拉伯原油和阿格巴米原油对下面的实施例进行了描述，但是本申请的范围不限于这些原油。本文公开的方法可以应用于原油、冷凝物和具有宽沸点曲线和终点高于500℃的烃。这样的烃混合物可以包括全原油、原始原油、加氢处理原油、瓦斯油、减压瓦斯油、取暖油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、合成石脑油、抽余重整油、费托液、费托气、天然汽油、馏出物、原始石脑油、天然气冷凝物、常压管式炉底部馏分、包含底部馏分的减压管式炉流、宽沸点石脑油至瓦斯油冷凝物、来自炼油厂的重质非原始烃流，减压瓦斯油、重质瓦斯油、常压渣油、加氢裂化蜡(hydrocracker wax)和费托蜡等。在一些实施方式中，烃混合物可以包括从石脑油范围沸腾或者更轻直至减压瓦斯油范围或更重的烃。如果需要，可以在本文所公开的工艺的上游对这些进料进行预处理以除去一部分硫、氮、金属和康拉逊残碳。

如上所述，当烃混合物的终沸点高(例如超过550℃)时，烃混合物不能在热解反应器中直接处理以生成烯烃。这些重质烃的存在导致在反应器中形成焦炭。在反应器中，可能在一个或多个对流区预加热盘管或过热盘管众、在辐射盘管或转油线换热器中发生焦化，并且该焦化可能发生迅速，例如在几个小时内发生。在商业上未对全原油进行裂化，因为它不经济。通常对它进行分馏，并且仅使用特定的馏分在热解加热器中生成烯烃。剩余部分用于其它工艺。

裂化反应通过自由基机理进行。因此，当在高温下裂化时，可以实现高乙烯产率。较轻的进料例如丁烷和戊烷需要高反应器温度以获得高烯烃产率。重质进料例如瓦斯油和减压瓦斯油(VGO)需要较低的温度。原油含有从丁烷到VGO和渣油(标准沸点超过550℃的材料)的化合物分布。使未经分离的全原油处于高温下会生成高产率的焦炭(在高苛刻度下裂化烃的副产物)并堵塞反应器。必须定期关闭热解反应器，并通过蒸汽/空气除焦清除焦炭。在两个清除周期之间生产烯烃的时间称为运行长度。当原油未经分离而裂化时，焦炭可能沉积在对流段盘管(其使流体汽化)中、辐射段(发生烯烃生成反应的地方)中和/或转油线换热器(在其中通过冷却而快速停止反应以保持烯烃产率)中。

本文公开的实施方式使用热解反应器(或加热器)的对流段来预加热进料烃混合物并将其分离成各种馏分。可以在适当的位置注入蒸汽以增加烃混合物的汽化并控制加热和分离程度。烃的汽化是在相对较低的温度和/或绝热状态下进行，从而将抑制对流段中的焦化。

因此，对流段可用于加热整个烃混合物，以形成气液混合物。然后将蒸气烃与液体烃分离，并且只有分离的蒸气将进料到单个加热器的一个或多个辐射单元中的辐射盘管。

如果需要，可以使用多个加热和分离步骤将烃混合物分离成两个或更多个烃馏分。这将允许最佳地裂化每个馏分，使得生产量(throughput)、汽油比(steam to oilratio)、加热器入口和出口温度以及其它变量可以控制在期望的水平以达到期望的反应结果，例如达到期望的产品特性，同时限制在辐射盘管和相关的下游设备中的焦化。可以将剩余的液体去除以用作燃料并且不裂化。

由于各种馏分根据混合物中烃的沸点而被分离和裂化，所以可以控制辐射盘管和转油线换热器中的焦化。结果，加热器的运行长度可以增加到几周而不是几个小时，烯烃产量更高。

如上所述，当前不能成功且经济地对终点高于550℃的原油和/或重质进料在不对其进行分离(例如通过上游蒸馏或分馏成多个烃馏分)的情况下裂化。相比之下，本文的实施方式提供了限制使用或不使用分馏器来分离各种烃以进行原油裂化。本文的实施方式相比于需要大量分馏的工艺可以具有低资本成本并且需要更少的能量。此外，本文的实施方式通过裂化而转化大部分原油以生成高产率的烯烃，并且只有少量具有较低价值的高沸点馏分的原油被送去作为燃料而不裂化。

通过将烃混合物分离成各种沸点馏分，可以通过适当地设计设备并控制操作条件来控制每个部分中的焦化。在蒸汽存在的情况下，可以将烃混合物加热至高温而不会在对流段内焦化。可以加入额外的蒸汽以绝热地使流体进一步汽化。因此，使对流中的焦化最小化。由于不同沸点的馏分可以在独立的盘管中处理，因此可以控制针对每个馏分的苛刻度。这减少了辐射盘管和TLE中的焦化。总体而言，与去除重质尾部馏分(高沸点渣油)的单馏分相比，使烯烃产量最大化。没有各种沸点馏分的全原油的重质油处理方案或常规预加热，会比本文公开的实施方式生成更少的总烯烃。在本文公开的工艺中，具有低沸点至任何终点的任何材料可以在该材料的最佳条件下得到处理。可以对原油进行一次、两次、三次或更多的单独馏分，并且每个馏分可以在最佳条件下分别处理。

可以在合适的位置加入饱和和/或过热的稀释蒸汽，以将进料汽化到每个阶段期望的程度。例如通过闪蒸鼓或具有最小理论阶段的分离器，进行烃混合物的粗分离，以将烃分离成各种馏分。如果在辐射盘管中处理，则重质尾部馏分可以采用粗分离或稍微复杂的塔式方法来减少蒸气中液体的携带(carry-over)。

烃混合物可以利用来自工艺物流的废热来预加热，所述工艺物流包括来自裂化工艺的流出物或来自热解反应器/加热器的废气。或者原油加热器可以用于预加热。在这类情况下，为了使热解反应器的热效率最大化，可以使用其它冷流体(如锅炉给水(BFW)或空气预加热或节能器)作为对流段的最上面的冷源。

在热解反应器中裂化烃的工艺可以分为三部分，即对流段、辐射段和急冷段(例如在转油线换热器(TLE)中)。在对流段中，将进料预加热、部分汽化并与蒸汽混合。在辐射段中，将进料裂化(其中发生主裂化反应)。在TLE中，使反应流体快速急冷以停止反应并控制产物混合物。除了通过热交换间接急冷，用油直接急冷也是可以接受的。

本文的实施方式高效地利用对流段来增强裂化工艺。在一些实施方式中，可以在单个反应器的对流段中进行所有加热。在一些实施方式中，原油进入对流库的顶排，并且用加热器的辐射段中产生的热废气在工作压力下被预加热到中间温度，不添加任何蒸汽。出口温度根据原油和生产量而通常在150℃至400℃之间变化。在这些条件下，5％至70％的原油可以被汽化。例如，第一加热步骤的出口温度可以使得石脑油(其标准沸点直到约200℃)被汽化。由于烃类混合物被加热器的辐射段产生的热废气预加热，所以可以预期获得受限的温度变化和出口温度的灵活性。

预加热的烃混合物进入闪蒸鼓以将汽化部分与未汽化部分分离。蒸气可能进一步过热、与稀释蒸汽混合然后被送入辐射盘管以裂化。如果没有汽化足够的材料，可以将过热的稀释蒸汽加入到鼓中的流体。如果已经汽化足够的材料，那么可以在蒸气中加入冷(饱和或温和的过热)蒸汽。也可以使用过热稀释蒸汽(4)代替冷蒸汽来获得适当的热平衡。

石脑油馏分(或轻质烃馏分)和稀释蒸汽混合物在对流段中进一步过热并进入辐射盘管。辐射盘管可以在不同的室中，或者单个室中的一组辐射盘管可用于裂化石脑油馏分。可以控制稀释蒸汽的量以使总能量最小化。通常，蒸汽与轻质烃馏分被控制于约0.5w/w的汽油比，其中从0.2w/w至1.0w/w的任何值都是可以接受的，例如约0.3w/w至约0.7w/w。

闪蒸鼓中的液体(未汽化)可以与少量的稀释蒸汽混合并在对流段中进一步加热。该盘管的S/O(汽油比)可以为约0.1w/w，其中从0.05w/w至0.4w/w的任何值都是可以接受的。由于这种蒸汽也将与原油一起加热，所以不需要注入过热蒸汽。饱和蒸汽是足够的。然而，注入过热蒸汽代替饱和蒸汽没有任何危害。过热蒸汽也可以被进料到第二闪蒸鼓。该鼓可以是简单的蒸气/液体分离鼓或更复杂的，例如具有内部结构的塔。鼓不需要这样精心设计。对于大多数原油，终沸点高，且绝不会在该盘管的出口处汽化。典型的出口温度为400℃，例如约300℃至约500℃。将选择出口温度以使该盘管中的焦化最小化。添加到流中的蒸汽量使得使用最小的稀释流量并获得最高出口温度而没有焦化。由于存在一些蒸汽，所以抑制了焦化。对于高焦化原油，优选更高的蒸汽流量。

可以将过热蒸汽加入到鼓中并进一步使烃混合物汽化。蒸气在对流盘管中进一步过热并进入辐射盘管。为了避免管线中的蒸气冷凝，可以向鼓的出口(蒸气侧)添加少量过热稀释蒸汽。这样可以避免管线中的重质材料的冷凝，其可能最终变成焦炭。鼓也可以设计成适应这个特征。在一些实施方式中，考虑到冷凝的重质材料，可以使用重质油处理系统(“HOPS”)塔。

可以将未汽化的液体进一步处理或送到燃料中。如果进一步处理未汽化的液体，则可优先地使用HOPS塔。如果将未汽化的液体送到燃料中，那么未汽化的热液体可以与其它冷流体例如烃原料或第一液体馏分进行换热，例如使能量回收最大化。或者，未汽化的液体可以用于其它炼油工艺，例如延迟焦化或升级(例如在LC-FINING工艺(其可从德克萨斯州伍德兰兹的Lummus Technology，Inc.获得)中)，以生产更高价值的产品。此外，该流中可获得的热能可用于预加热其它工艺物流或产生蒸汽。

辐射盘管技术可以是具有多个行和多个平行通道和/或分流盘管的设置、大体积停留时间为90毫秒至1000毫秒的任何类型。它们可以是垂直的或水平的。盘管材料可以是高强度合金，具有裸管和翅片管或内部传热得以改进的管。加热器可以由一个具有多个盘管的辐射箱和/或两个各自具有多个盘管的辐射箱组成。辐射盘管的几何形状和尺寸以及每个箱中的盘管数量可以相同或不同。如果成本不是一个因素，则可以使用多个流加热器/换热器。

在辐射盘管中裂化之后，可以使用一个或多个转油线换热器来非常快速地冷却产品并产生(超)高压蒸汽。一个或多个盘管可以组合并连接到每个换热器。换热器可以是双管或多壳管式换热器。

也可以使用直接急冷代替间接冷却。对于这种情况，可以在辐射盘管的出口处注入油。油急冷后，也可以使用水急冷。除了油急冷之外，全水急冷也是可以接受的。急冷后，将产品送至回收段。

图1示出了根据本文中实施方式的一个裂化系统的简化工艺流程图。燃烧管式炉1用于将烃裂化成乙烯和其它烯烃化合物。燃烧管状炉1具有对流段或区2和裂化段或区3。炉1包含一个或多个处理管4(辐射盘管)，通过所述一个或多个处理管4，在施加热量时将一部分穿过烃进料管线22进料的烃裂化以生成产品气体。辐射和对流热由加热介质的燃烧来供应，所述加热介质通过加热介质入口8(例如炉底燃烧器、地板燃烧器或壁式燃烧器)引入到炉1的裂化段3，并且通过排气口10排出。

可以将烃原料(例如为全原油或包括从石脑油范围烃沸腾的烃到标准沸点温度高于450℃的烃的烃混合物)引入设置在热解加热器1的对流段2中的加热盘管24。例如，可以将标准沸腾温度大于475℃、大于500℃、大于525℃或大于550℃的烃引入加热盘管24。在加热盘管24中，烃原料可以被部分汽化，以汽化烃原料中较轻的组分，例如石脑油范围烃。然后将加热的烃原料26进料到分离器27以分离成蒸气馏分28和液体馏分30。

蒸汽可以通过流送管线32供应给所述工艺。该工艺的各个部分可以使用低温或饱和蒸汽，而其它可以使用高温过热蒸汽。待过热的蒸汽可以通过流送管线32进料到在热解加热器1的对流区2中加热的加热盘管34中，并且通过流送管线36作为过热蒸汽回收。

一部分蒸汽可以通过流送管线40进料并在管线42中与蒸气馏分28混合以形成蒸汽/烃混合物。然后可将流42中的蒸汽/烃混合物进料到加热盘管44。然后，所得到的过热混合物可以通过流送管线46进料到设置在热解加热器1的辐射区3中的裂化盘管4。然后可以通过流送管线12回收裂化的烃产物，用于热回收、急冷和产物回收。

液体馏分30可以与蒸汽50混合并进料到设置在热解反应器1的对流区2中的加热盘管52。在加热盘管52中，液体馏分可以被部分汽化，以汽化烃原料中剩余的较轻组分，例如中等到瓦斯油范围烃。将蒸汽注入液体馏分30可有助于防止在加热盘管52中形成焦炭。然后将加热的液体馏分54进料到分离器56以分离成蒸气馏分58和液体馏分60。

一部分过热蒸汽可以通过流送管线62进料并在管线64中与蒸气馏分58混合以形成蒸汽/烃混合物。然后可将流64中的蒸汽/烃混合物进料到加热盘管66。然后，所得到的过热混合物可以通过流送管线68进料到设置在热解加热器1的辐射区3中的裂化盘管4。然后可以通过流送管线13回收裂化的烃产物，用于热回收、急冷和产物回收。

过热蒸汽可以通过流送管线72、74分别直接注入分离器27、56。将过热蒸汽注入分离器可以降低分压并增加蒸气馏分28、58中的烃的量。

除了加热烃和蒸汽流之外，对流区2可以用于加热其它工艺物流和蒸汽流，例如通过盘管80、82、84加热。例如，盘管80、82、84可以用于加热BFW(锅炉给水)和预加热SHP(超高压)蒸汽等。

盘管24、52、34、44、66、80、82、84的布置和数量可以根据设计和可用的预期原料而变化。通过这种方式，对流段可以设计成使废气的能量回收最大化。在一些实施方式中，可能需要将过热盘管44设置在比过热盘管66更高的废气温度位置处。较轻的烃的裂化可以以更高的苛刻度进行，并且通过适当地定位过热盘管，裂化条件可以增强或适应特定的蒸气馏分。

在一些实施方式中，第一分离器27可以是闪蒸鼓，并且第二分离器56可以是重质油加工系统(HOPS)塔，如下面描述的图4所示。

虽然在图1中未示出，但是液体馏分60中的额外的烃可以挥发和裂化，使该方法的烯烃回收最大化。例如，液体馏分60可以与蒸汽混合，以形成蒸汽/油混合物。然后可以在热解反应器1的对流区2中加热所得的蒸汽/油混合物，以汽化蒸汽/油混合物中的一部分烃。然后可以将加热的流进料到第三分离器以使液体馏分与蒸气馏分(例如减压瓦斯油范围烃)分离。也可以将过热蒸汽引入分离器以促进分离，以及引入到回收的蒸气馏分，以在将蒸气馏分引入裂化盘管以生成烯烃之前防止传输管线中的冷凝。从分离器回收的液体馏分可以包括烃混合物22中最重沸点的组分，例如标准沸点温度大于550℃的烃。

图1的配置相对于将整个混合烃原料预分馏成单独处理的馏分的传统方法具有显著的优点。通过图2所示的实施方式可以获得额外的工艺灵活性，例如处理广泛的各种原料的能力。

如图2所示，其中相同的附图标记表示相同的部分，混合烃进料42可以进料到加热器90。在加热器90中，烃进料可以在间接热交换中接触以增加烃进料42的温度，得到加热的进料92。加热的进料92可以保持液体或可以部分汽化。

然后可以将加热的进料92引入分离器27以将较轻的烃与较重的烃分离。蒸汽72也可以引入分离器27以增加较轻的烃的挥发。然后可以如上文关于图1所描述的，处理蒸气馏分28和液体馏分30，以裂化两个或更多个蒸气馏分以生成烯烃并回收含有标准沸点非常高(例如大于550℃)的烃的重质烃馏分。

当原油预加热是在外部的换热器中或预加热器中进行时，如图2所示，节能器或BFW盘管83可以占据对流段2的顶排。为了进一步提高效率，可以从两个或更多个加热器中回收废气，并且可以使用组合的废气来回收额外的热量，例如通过预加热进料、预加热空气、产生低压蒸汽或加热其它加工流体。

蒸汽具有非常低的热容量，并且油的汽化热也是显著的。此外，在热解反应器的对流区中可获得的热能不是无限的，并且使烃进料挥发、使蒸汽过热以及使进到辐射盘管的烃/蒸汽混合物过热的多个任务可能导致弃掉大量高沸点材料。可以使用单独的加热器来预加热烃原料和/或稀释蒸汽，导致总体工艺在处理具有少量较重的烃和大量较重的烃的烃混合物时具有较高程度的灵活性，并且改善了烃混合物的总体烯烃产率。

在图3中扩展了这一概念，其中使用专用加热器100来仅仅预加热烃原料。加热器100优选不将任何进料裂化为烯烃；相反地，它如上所述起到对流段加热的作用。

原料102进料到加热盘管104并在加热器100中预加热到相对较低的温度。加热的进料106然后与蒸汽108混合，蒸汽108可以是稀释蒸汽或过热的稀释蒸汽。预加热和与蒸汽的接触可以汽化标准沸点为约200℃和更低(即石脑油馏分)的烃。然后可以将挥发的烃和蒸汽在鼓110中与非挥发性烃分离，以回收蒸气馏分112和液体馏分114。蒸气馏分112然后可以用用蒸汽进一步稀释，如果需要，在对流段中被过热并送到热解反应器(未示出)的辐射盘管。

液体馏分114可以与稀释蒸汽116(其可以是饱和稀释蒸汽)混合、进料到加热盘管117并在燃烧加热器100中加热至中等温度。然后可以将加热的液体馏分118与过热的稀释蒸汽120混合，并将混合物进料到闪蒸鼓122中。将沸点在约200℃至约350℃范围内的烃汽化并回收作为蒸气馏分124。然后可以使蒸气馏分124过热并送到热解反应器(未示出)的辐射段。

从闪蒸鼓122回收的液体馏分126被再次用饱和(或过热)稀释蒸汽126加热，并穿过盘管128，并进一步在燃烧加热器100中过热。过热的稀释蒸汽130可以加入到加热的液体/蒸汽流132并进料到分离器134以分离成蒸气馏分136和液体馏分138。该分离将分馏350℃至550℃(VGO)部分，将其回收作为蒸气馏分136，其可以被额外的稀释蒸汽过热，并在需要时送到热解反应器(未示出)的辐射段。

在一些实施方式中，分离器134可以是闪蒸鼓。在其它实施方式中，分离器134可以是HOPS塔。或者，分离系统134可以包括闪蒸鼓和HOPS塔两者，其中可以从闪蒸鼓回收蒸气馏分136，然后用稀释蒸汽进一步加热并进料到HOPS塔。在使用HOPS单元的情况下，只有可汽化的材料才会被裂化。例如，未汽化的材料可以被回收并送入燃料。在将蒸气送入热解反应器(未示出)的辐射段之前，将向蒸气中加入额外的稀释蒸汽。通过这种方式，利用单独的燃烧加热器，可以进行许多分馏，并且可以最佳地裂化每个馏分。

对于上述每个实施方式，可以有共同的加热器设计。为了提高这种加热器的热效率，顶排(冷源)可以是任何低温流体或BFW或节能器，例如图2所示。对具有或不具有蒸汽的流体的加热和过热可以在燃烧加热器的对流段或辐射段或同在这两个段中进行。额外的过热在裂化加热器的对流段进行。在两个加热器中，对流体的最大加热应限制在低于原油焦化温度的温度，大多数原油的焦化温度大约在500℃或更低。在更高温度下，将存在足够的稀释蒸汽以抑制焦化。

稀释蒸汽也可以过热，使得裂化加热器的能量平衡不会显著影响裂化苛刻度。通常，在与裂化进料的加热器相同的加热器(称为整合)中将稀释蒸汽过热。或者，稀释蒸汽可以在分离的加热器中过热。整合或分离的稀释蒸汽过加热器取决于废气中可用的能量。当重质液体138被进一步处理和裂化时，可以在盘管142中的额外加热之前和/或之后加入稀释蒸汽140，并且还可以使用HOPS塔来确保气相的处理和回收，以限制焦炭前驱体的量。

如上所述，可以将混合烃进料加热到大于500℃以汽化原油或烃混合物。废气中可用的热能可能不足以加热原料的所有部分。其可能对于轻质原油而言是足够的，但如上所述，大量的高沸点材料可能必须作为燃料弃掉。图2和图3的方案可用于灵活地处理任何原油，只有少部分(沸点550℃以上的渣油)将被送入燃料油池。因此，当根据本文的实施方式处理时，对于任何原油，烯烃产量(C2H4+C3H6)将更高。关于裂化的原油利用率高。当在许多加热器(而不是工厂中的一个或两个)中进行原油裂化时，对原油进行预加热的单个加热器可能是经济的。

在图4中示出了HOPS塔150的简单草图。该方案可具有各种修改。将过热稀释蒸汽152加入到热液体154中，并且使用包括2至10个理论级的分离区156将可汽化的烃与不可汽化的烃分离。通过该工艺，减少了塔顶馏分160中细小液滴的携带(因为蒸气中携带的高沸点液体将引起焦化)。重质不可汽化的烃在塔底馏分162中回收，而可汽化的烃和稀释蒸汽在塔顶产物馏分164中回收。HOPS塔150可以包括一些具有和/或不具有填料的内部分布器。当使用HOPS塔时，蒸气/液体分离可以几乎是理想的。蒸气的终沸点几乎是可确定的，并且可以使气相中任何液体携带最小化。虽然这比闪蒸鼓更贵，但减少焦化的好处足以超过附加的开销。

除了重质渣油(即包括550℃+烃的那些)之外，所有馏分可以在相同反应器的不同盘管中裂化。通过这种方式，可以使用单个加热器用于沸点低于550℃的不同馏分，并且可以实现每个馏分的最佳条件。

当重质材料(550℃+)也被裂化时，可以使用单独的加热器(未示出)。例如，重质流例如流60、138可以进料到HOPS塔。在该塔中，除去作为已知焦炭前驱体的尾端或重质沸点材料(该馏分的5％至20％)。该馏分的S/O将很高。这种材料裂化只生成少量的烯烃。由于这具有较高的焦化倾向，因此建议在单独的加热器(或室中的几个盘管)中裂化。TLE的结垢趋势也很高。因此建议使用直接急冷(油或先油后水)。当经济不具有吸引力时，可以从重质馏分中回收热能，然后可以在炼油厂中处理该馏分而不是裂化以生成烯烃(例如在延迟焦化或LC-FINING工艺中，如上所述)。该馏分也可以在与分流裂化模式下相同的加热器中进行处理。由于使用高S/O比和低苛刻度并直接急冷，因此优选为单独的加热器。如果资金成本不是一个因素，则可以针对所有馏分使用单个加热器。

实施例

实施例1：阿拉伯原油

表1示出了原油裂化获得的计算产率。所有计算均基于理论模型。假设运行长度(甚至几个小时)不是一个因素，对于轻质阿拉伯原油，显示出高苛刻度的收益率(情况1)。将全原油裂化。轻质阿拉伯原油的TBP蒸馏曲线如图5所示。原油重度为0.8581。

在情况2中，根据本文的实施方式，将原油分馏成三个馏分，如上所述，其包括初沸点至225℃馏分、225℃至550℃馏分和550℃+馏分。然后将各馏分分开裂化。

情况3是简单的方法，其中利用加入的蒸汽使全原油汽化(即没有蒸气/液体分离)。对于1馏分计算(情况3)，550℃+材料被去除。

如表1所示，本文的实施方式可以较低的蒸汽消耗来得到增加的烯烃产量。

表1

实施例2：阿格巴米原油(尼日利亚)

对来自尼日利亚的阿格巴米原油进行与实施例1相似的比较。该原油具有如表2所示的性质和蒸馏曲线。

表2

API重度42.3硫，重量％0.04MCRT,wt％0.67Va+Ni，ppm2.1TBP蒸馏℃5体积％0.410体积％5830体积％13350体积％21070体积％29190体积％40295体积％452渣油(570℃+)1.7％

基于与实施例1中使用的理论模型相似的方法计算的裂化原油的热解产率示于表2中。对于该实施例研究了四种情况，包括全原油、1馏分、2馏分和3馏分。

在1馏分的情况下，530℃+材料被去除。该渣油为原油的约4重量％。对于2馏分的情况，石脑油(直到200℃)材料在单独的盘管中裂化，并且剩余物(直到530℃)在另一个盘管或加热器中裂化。对于3馏分的情况，石脑油、AGO(200℃至350℃)和VGO(350℃至530℃)在分离的盘管或加热器中裂化。对于除原油外的所有情况，530℃+渣油不裂化，但与燃料油混合。每种情况(原油、1馏分、2馏分和3馏分)的混合产率示于表3中。

表3

进料原油3馏分2馏分1馏分COP，PSIA25.0025.0025.0025.00平均汽油比S/O，w/w1.000.650.660.86苛刻度高高高高产率，重量％H20.560.760.750.56CH49.1012.2212.099.12C2H20.350.530.510.34C2H423.5026.6626.1824.00C2H62.202.942.912.30C3H40.550.750.690.58C3H612.8513.1813.2312.96C3H80.350.220.270.38C4H64.004.674.594.03C4H84.403.493.564.32C4H100.100.230.230.10C5'S3.502.763.013.55C6-C8非芳香族2.502.062.011.92苯4.706.596.694.80甲苯2.353.343.342.40二甲苯+乙苯1.351.281.341.34苯乙烯0.720.830.830.70C9-400F3.102.332.383.07燃料油23.8215.1615.4023.53------------------------总计100.00100.00100.00100.00

如上所述，本文的实施方式可以提供灵活处理全原油和含有高沸点焦炭前驱体的其它烃混合物。本文的实施方式可以有利地在预加热、过热和裂化工艺中减少焦化和结垢，即使在高苛刻度条件下亦是如此。本文的实施方式可以获得期望的产率，同时显著降低与预分馏和在多个加热器中对馏分单独处理相关的资本和能量需求。

根据本文实施方式抑制了整个裂化工艺中的焦化，同时提高烯烃产率提供了显著的优点，其包括增加的运行长度(减少的停工时间)以及处理含有重质烃的进料的能力。此外，与包括蒸馏分离和单独的裂化反应器的常规方法相比，能够获得显著的能量效率。

虽然本公开包括有限数量的实施方式，但是受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计出不脱离本公开的范围的其它实施方式。因此，范围应仅由所附权利要求限制。