CN1957068B - 含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽裂化 - Google Patents

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Abstract

含盐和/或微粒物质的烃原料的裂化方法，其中将所述含盐和/或微粒物质的烃原料加热，然后通过在闪蒸分离容器中闪蒸分离成蒸气相和液相，将该蒸气相分离和裂化，该蒸气相包含该含盐和/或微粒物质的烃原料的不到大约98％，和回收已裂化产物。该盐和/或微粒物质在来自该闪蒸分离容器的液体塔底流中除去。该液相因此可能作为船用C级燃料油销售或供应给精炼厂催化裂化器或焦化装置而不需要脱盐。

Description

含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽裂化
发明领域
本发明涉及含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽裂化。
发明背景
蒸汽裂化(也称为热解)早已用于将各种烃原料裂化成烯烃，优选轻质烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂化使用具有两个主要段的热解炉：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低分子量原料)进入该炉的对流段，其中该烃原料通常通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和(在较小程度)通过与蒸汽直接接触而被加热和汽化。然后将汽化的原料和蒸汽混合物引入辐射段，在其中发生裂化。热解包括将原料充分地加热到引起较大分子的热分解。包括烯烃的所得产物离开热解炉用于进一步的下游处理，包括骤冷。
从储层生产的原油通常伴有一定体积的来自该储层地层的盐水和微粒物质，亦称沉积物或泥。本文所使用的术语“微粒物质”包括烃原料中所包括的泥、泥共混物、泥颗粒、沉积物和其它颗粒。用现场分离来除去大部分的盐水和微粒物质，但是少量通常保留在原油中并在报道原油质量中被报道为底部沉积物和水(BS&W)。未脱盐的原油有时在精炼厂常压管式蒸馏塔中加工，其中盐和微粒物质将在来自原油蒸馏的塔底级分(常压残油)中集中。此外，原油或未脱盐的常压残油在加工之前由于在船运期间与海水接触可能被盐进一步污染。在精炼之前，通常让原油或来自原油蒸馏的塔底级分穿过使用加热、清水和电流来破乳的脱盐装置，从而从该原油或塔底级分的悬浮液中释放水和微粒物质。该盐和一些微粒物质与脱盐装置的排出水一起离开。一些微粒物质仍残存在脱盐装置容器的底部并被周期性地清除。离开脱盐装置的脱盐原油或衍生自原油的残余馏分的盐和微粒物质含量非常低。
在其中含盐和/或微粒物质的原油、常压残油或任何其它烃原料用作反应器的原料的情形下，脱盐装置将构成显著的额外设施投资。然而，在常规热解炉中使用未脱盐的原油或未脱盐的常压残油作为原料，当将该液态烃原料汽化以使其裂化时，将导致盐(主要是NaCl)和微粒物质的沉积。任何不挥发性烃将在干点附近引起快速焦化。同时下沉的盐和微粒物质引起对对流管的腐蚀；而且如果在干点之后任何盐残存在进料中并沉积在炉辐射段中，它将导致辐射管上保护性氧化层的除去。因此，必须着手将盐和微粒物质除去。
常规蒸汽裂化系统对于裂化含较大比例挥发性烃如汽油和石脑油的高品质原料是有效的。然而，蒸汽裂化经济性有时希望裂化较廉价的重质原料如，作为非限制性实例，原油和常压残油。原油和常压残油通常包含沸点高于590℃(1100)的高分子量、不挥发性组分，或者称为沥青烯、沥青或残油。这些原料的不挥发性组分在常规热解炉的对流段中作为焦炭沉积下来。在较轻组分完全汽化的干点的下游的对流段中，仅可以容许非常低水平的不挥发性组分。
为了解决焦化问题，美国专利3,617,493(该文献在此引入作为参考)公开了使用用于原油进料的外部汽化鼓并公开了使用第一闪蒸以除去作为蒸气的石脑油和第二闪蒸以除去沸点在450和1100(230和590℃)之间的蒸气。在热解炉中将蒸气裂化成烯烃，将来自两个闪蒸罐的分离的液体取出，用蒸汽气提并用作燃料。
美国专利3,718,709(该文献在此引入作为参考)公开了最小化焦炭沉积的方法。它描述了在热解炉内部或外部将重质原料预热以用过热蒸汽汽化大约50％该重质原料并描述了除去残留的、分离的液体。对汽化的烃(其主要包含轻质挥发性烃)进行裂化处理。
美国专利5,190,634(该文献在此引入作为参考)公开了通过如下手段抑制在炉中的焦炭形成的方法：在对流段中在少量的、临界量的氢气存在下将原料预热。在对流段中氢气的存在抑制烃的聚合反应从而抑制焦炭形成。
美国专利5,580,443(该文献在此引入作为参考)公开了一种方法，其中首先将原料预热然后让其从热解炉的对流段中的预热器取出。然后让这一预热的原料与预定量的蒸汽(稀释用蒸汽)混合，然后引入气-液分离器中以从分离器中分离和除去所需比率的作为液体的非挥发物。将来自气-液分离器的分离的蒸气送回热解炉用于加热和裂化。
于2002年7月3日提交的美国专利申请序列No.10/188,461(该文献在此引入作为参考)描述了重质烃原料的裂化方法，该方法让重质烃原料与液体如烃或水混合以形成混合物流，将该混合物流闪蒸以形成蒸气相和液相，随后将该蒸气相裂化而提供烯烃。与该原料混合的流体的量根据所选择的工艺操作参数改变，这些操作参数例如是混合物流被闪蒸之前混合物流的温度、闪蒸的压力、混合物流的流速、和/或炉的烟道气中的过剩氧量。
虽然这些参考文献解决了较重烃原料的使用，但是它们都没有解决将未脱盐的烃原料用于热解炉的可能性。现已令人惊讶地发现，在用含盐和/或微粒物质的烃原料时，有可能运转蒸汽裂化炉。当原料另外包含不挥发性组分时，这是尤其有利的。
发明概述
本发明涉及裂化含盐和/或微粒物质的烃原料的方法。该方法包括：(a)将该含盐和/或微粒物质的烃原料加热；(b)将该含盐和/或微粒物质的烃原料供给闪蒸/分离容器；(c)将该含盐和/或微粒物质的烃原料分离成蒸气相和液相，使得该液相占该烃原料的足够部分以维持盐和/或微粒物质呈悬浮态；(d)从该闪蒸/分离容器中除去蒸气相；和(e)在热解炉的辐射段中将该蒸气相裂化而制备包含烯烃的排出物，所述热解炉包括辐射段和对流段。可以在裂化蒸气相之前在该方法中的任一步骤或各步骤添加蒸汽，该蒸汽可以任选地包括酸性的或处理过的加工蒸汽并且可以任选是过热的。
在其中含盐和/或微粒物质的烃原料还包含不挥发性组分的一个优选实施方案中，该方法包括：(a)将该含盐的烃原料加热到第一温度；(b)将蒸汽添加到该含盐的烃原料中；(c)将该含盐的烃原料进一步加热到大于第一温度的第二温度，其中第二温度使得该含盐的烃原料的足够的部分保留在液相中以维持盐呈悬浮态；(d)将该含盐的烃原料供给闪蒸/分离容器；(e)将该含盐的烃原料分离成蒸气相和液相，其中该液相富含不挥发性组分和盐并且该蒸气相基本上贫含不挥发性组分和盐；(f)从该闪蒸/分离容器中除去蒸气相；(g)任选地将蒸汽添加到该蒸气相中；和(h)在热解炉的辐射段中将该蒸气相裂化而制备包含烯烃的排出物，该热解炉包括辐射段和对流段。
优选地，在闪蒸/分离容器中的液相包含至少大约2％，例如大约5％含盐和/或微粒物质和/或不挥发性组分的烃原料。如有必要维持这一条件，例如，当烃原料相对较轻时，如混有冷凝物的轻质原油，可以将重质烃原料添加到含盐和/或微粒物质和/或不挥发性组分的烃原料中。重质烃原料的添加会降低闪蒸/分离容器中的和其上游的盐和/或微粒物质的沉积并确保离开闪蒸/分离容器的液体流包含足够百分率的总烃原料以在闪蒸分离容器的上游避免来自进料的盐、微粒物质和非挥发物发生沉积。
附图说明
图1说明了使用热解炉的根据本发明的整个方法和仪器的示意流程图。
发明详述
除非另有说明，所有百分率、份数、比例等按重量计。除非另有说明，提到的化合物或组分包括化合物或组分本身以及与其它化合物或组分的结合，如化合物的混合物。
另外，当量、浓度或其它值或参数作为一系列上限优选值和下限优选值给出时，这应理解为具体公开了由任一对上限优选值和下限优选值形成的所有范围，不管所述范围是否单独公开。
本文所使用的不挥发性组分是根据ASTM D-6352-98或D-2887测量的标称沸点大于590℃(1100)的烃流级分。本发明对标称沸点大于760℃(1400)的不挥发性组分效果非常好。烃流的沸点分布通过气相色谱蒸馏(GCD)根据ASTM D-6352-98或D-2887所述的方法(通过对沸点大于700℃(1292
Figure 200580016310110000210003_4
)的材料外推而延伸)测量。不挥发性组分可以包括焦炭前体，它们是中等重质和/或反应性的分子，如多环芳族化合物，它们可以从蒸气相冷凝然后在本发明方法中遇到的工作条件下形成焦炭。本文所使用的T50将意指根据上述沸点分布测定的温度，在该温度下50wt％特定的烃样品已达到其沸点。T95或T98同样是指温度，在该温度下95或98wt％特定的样品已达到其沸点。标称最终沸点将意指99.5wt％特定的样品已达到其沸点的温度。
用于本发明的烃原料通常包括一种或多种瓦斯油、加热用油、柴油、加氢裂化油、Fischer-Tropsch液体、蒸馏物、重瓦斯油、蒸汽裂化瓦斯油和残油、原油、常压管式蒸馏釜底部残余物、包括底部残余物的真空管式蒸馏釜流，来自精炼厂的重质非直馏烃流、真空瓦斯油、低硫含蜡残油、重质蜡、常压残油、和重质残油并还包括盐和/或微粒物质。
便于本文引用，术语“未脱盐的”将理解是指原料包含将常规地在脱盐装置中除去的盐和/或微粒物质，不管该盐和/或微粒物质是存在于采出原油流中还是在船运和处理期间加入到烃原料中的污染物。在一个优选实施方案中，烃原料包括盐和/或微粒物质或未脱盐的烃原料，还包括不挥发性组分。该盐通常主要包括氯化钠，并具有少量氯化钾和/或氯化镁。
除了由交换器管子中的沉积引起的物理堵塞以外，钠还可能引起对流管的腐蚀和辐射管保护性氧化层的除去。为此，供给热解炉的进料中的钠(和盐)浓度必须谨慎地加以控制。
由于在蒸汽裂化炉辐射段中容许极其低浓度的钠，通常购买脱盐装置用于在蒸汽裂化之前从原油或原油残油中除去盐和微粒物质。虽然容许的盐和/或微粒物质浓度将随炉的设计而变，但是当氯化钠按重量计大于原料的数ppm时，脱盐装置通常地认为是必要的，这取决于给出原料的操作条件。然而，如果闪蒸分离容器在烃流干点的上游使用，则有可能以这样一种方法操作，即可以将未脱盐的原油和原油残油用作烃裂化装置的原料。只要小于大约98％的烃在闪蒸/分离容器的入口处是蒸汽，蒸气相中的钠可以控制在容许的限度内并且几乎所有的盐和微粒物质将保留在闪蒸/分离容器中的液相中。
本发明的目的是在闪蒸/分离容器上游对流段中的所有点维持足够的液体速度，使得包含在未脱盐烃原料中的盐和/或微粒物质呈悬浮态保留直到在离开该闪蒸/分离容器的液相中除去它们。在添加蒸汽或其它流体的上游，未脱盐的烃原料将主要在液相中并且将通常具有足够的湍流以维持盐和/或微粒物质呈悬浮态。一旦含盐和/或微粒物质的烃原料与稀释蒸汽混合，只要该流体流的足够部分是液体，总流体流就将具有足够的速度、动能和湍流以保持微粒物质和盐穿过闪蒸/分离容器上游的对流段。所需要的液体比例将随保留在液相中的烃的性能、流体流的速度和流体流中盐和/或微粒物质的量变化。对于较粘稠、总体上较重质、液相的烃来说，需要较低的液体比例。若流体流速度相对较低的话，则需要较高的液体比例。通常地，按重量计，维持总烃的大约2％在液相中将足以维持盐和/或微粒物质呈悬浮态。5％的液体值(cut)通常是优选的。
如果在闪蒸/分离容器上游的管子中没有形成沉积，则盐和微粒物质可以与来自闪蒸/分离容器的底部残余物液流一起除去。该液相则可能作为船用C级燃料油销售或供应给精炼厂催化裂化器或焦化装置而不需要脱盐。如果需要更清洁的底部液流，例如作为供给锅炉的进料，可以使用小型脱盐装置来除去闪蒸/分离容器底部残余物液流中的盐和微粒物质，其费用比为炉的总进料脱盐需要的费用要小得多。这一方法将允许使用闪蒸/分离容器来裂化原油、衍生自原油的残油和其它含盐和/或微粒物质的烃原料而不需要为首要的脱盐投资。
如果液体穿过闪蒸/分离容器之前的上部对流段的速度非常地低以致盐和/或微粒物质在这些管子中确实沉积从而降低热传递，在大多数体系中，在典型操作期间(包括除焦操作)用水冲洗这些管子将是可能的。
如果钠盐在管子表面上沉积并长时间没有除去，则它们可能引起对流段管子的腐蚀。如果钠在存在于烃进料中的液态水中电离，则该影响会加速。另外，如果没有在辐射段的上游除去钠，则一些钠将在辐射段焦炭中沉积。钠将催化辐射段中增加的焦化，并且还可能催化稀释蒸汽和烃原料之间的副反应而产生增加水平的CO和CO2。高的CO水平可能由于增加一些下游的工艺温度而引起设备停机，并且CO2包含在乙烯产品中，如果对产品处理不足以除去它的话，则可能导致难以达到产品规格。钠对辐射冶金引起的破坏在用空气的脱机除焦过程中发生。在常规除焦温度下，存在于焦炭中的氯化钠将熔融并且该熔融的氯化钠将与辐射段中的保护性氧化铬层中的铬反应而形成挥发性铬酸钠。这将产生除了Cr2O3之外还含镍和氧化铁的氧化层。辐射冶金通常是Cr、Fe、Ni和少量其它元素的合金。在预处理期间，合金中的铬迁移到管子的内表面，在那里它变成Cr2O3层。当Na将这一层除去时，在该层之后的Fe和Ni氧化。氧化镍和氧化铁将催化后续轮次中增加的辐射段焦化，并且在除焦操作期间，将催化脱焦，这会产生可能塞住辐射管的焦炭碎片。由于钠的破坏性影响，使用闪蒸/分离容器除去几乎所有的来自未脱盐烃原料的盐是有利的。可以操作闪蒸/分离容器使得将钠除去到为炉所需的水平。
有时存在于烃原料中的钒由于存在蒸汽可能在常规裂化期间形成五氧化二钒，沉积在焦炭中的钒在蒸汽空气脱焦期间会形成五氧化二钒。五氧化二钒会破坏辐射管中的保护性氧化铬层，从而引起管子的快速渗碳和后续操作中的快速焦化。五氧化二钒还会破坏304不锈钢管上的保护性氧化层，该不锈钢管将通常用在对流段的下部。优选地，原料中的钒限于小于1ppm，在闪蒸/分离容器的下游尤其如此。原油当中钒水平差异显著并且许多具有低到不必考虑的水平。大多数原油仅在沸点大于大约950的原油部分中具有钒组分，沸点大于大约950
Figure 200580016310110000210003_6
的原油部分通常作为离开闪蒸/分离容器的液相的一部分离开该过程。较低百分率的原油在沸程为650到950的级分中具有钒，并且如果分离器转鼓下游的钒水平过高，则可以避免这些原油。
未脱盐的原油或原油残油中盐的大部分包括氯化钠。当盐在固相中时或当氯(作为HCl)在蒸气相中时，盐的氯化物部分是不成问题的。然而，如果水在对流段的顶部与未脱盐的进料混合，则钠和氯会分解。当与水混合时形成的氯离子可能引起其中存在水的对流排管中的不锈钢发生应力腐蚀开裂，直到水完全地汽化掉。虽然注入水可以用来控制温度，从而控制闪蒸/分离容器中蒸汽液体分离，但是本发明优选闪蒸/分离容器中蒸汽液体分离应如下控制：使用可变水平的蒸汽作为稀释剂、改变炉的过量空气和/或混入更重质的烃原料(如果有必要的话)，以将所需的蒸汽液体分离维持在闪蒸/分离容器中。
氯化钾也存在于一些原油之中并且它的影响与氯化钠的那些相似。氯化镁也通常带来与氯化钠相同的风险，但是镁对炉的伤害比钠低。所有这些盐可以使用本发明的方法除去。
为了防止盐和/或微粒物质在对流段管组和闪蒸/分离容器中沉积，优选在以下条件下操作闪蒸/分离容器，即在闪蒸/分离容器上游的所有点处至少大约2％的烃流保留在液相中。有时，未脱盐的烃原料可能不具有足够量的高分子量或低挥发性烃组分以在所需操作温度下维持该2％的液相。在那种情况下，可以添加任选的重质烃原料以形成含盐和/或微粒物质的烃原料，其具有足以在所需操作条件下维持所需液体比例的性能。
用于本发明的任选的重质烃原料将优选包含一种或多种常压残油、真空残油、重质原油、来自精炼厂的重质非直馏烃流和低硫含蜡残油。一种优选的重质烃原料是经济学上有利的、最低程度加工的、含不挥发性烃和/或焦炭前体的重质烃流。用于本发明的另一种优选的重质烃原料是常压残油，亦称常压管式蒸馏釜塔底流出物。
任选的重质烃原料将优选比含盐和/或微粒物质的烃原料具有更高的T50沸点，但是可以具有小于、等于或大于该含盐和/或微粒物质的烃原料的标称终沸点的标称终沸点。同样地，重质烃原料的初沸点可以低于、等于或大于该含盐和/或微粒物质的烃原料的初沸点，但是将通常至少高出大约56℃(大约100
Figure 200580016310110000210003_8
)，更通常至少高出大约280℃(大约500)，常常高出大于大约390℃(大约700
Figure 200580016310110000210003_10
)以上。
优选地，重质烃原料的添加将产生含盐和/或微粒物质的烃原料共混物，该共混物的T98沸点比原始烃原料的T98沸点至少高出大约28℃(大约50)，例如至少高出大约56℃(大约100)，作为另一个例子，至少高出大约111℃(大约200
Figure 200580016310110000210003_13
)，作为又一个例子，至少高出大约167℃(大约300)。优选地，重质烃原料的添加还将产生含盐和/或微粒物质的烃原料共混物，该共混物的T95沸点比原始烃原料的T95沸点至少高出大约14℃(大约25
Figure 200580016310110000210003_15
)，如至少高出大约28℃(50)，例如至少高出大约56℃(大约100
Figure 200580016310110000210003_17
)，作为另一个例子，至少高出大约111℃(大约200
Figure 200580016310110000210003_18
)，作为又一个例子，至少高出大约167℃(大约300
Figure 200580016310110000210003_19
)。
使用计算机软件如Simulation Sciences Inc.的PROVISIONTM的蒸气-液体平衡模型可以用来测定与含盐和/或微粒物质的给定烃原料一起使用的给定重质烃原料的最佳量。这一测定中考虑的将是优化总流体速度以最小化盐和/或微粒物质的任何沉积和维持烃原料共混物的至少大约2％在液相中。
本发明涉及含盐和/或微粒物质的烃原料的加热和蒸汽裂化方法。该方法包括：加热含盐和/或微粒物质的烃原料，将该含盐和/或微粒物质的烃原料闪蒸以形成蒸气相和液相，使得该液相占该烃原料的足够部分以维持盐和/或微粒物质呈悬浮态；将该蒸气相供给热解炉的辐射段，并制备含烯烃的排出物。
在其它地方公开了在各个点处的蒸汽添加，为简单起见，将不在本文中详述。还应指出的是，所添加的任何蒸汽可以包括酸性蒸汽或处理过的加工蒸汽并且所添加的任何蒸汽(不管是否是酸性的)可以是过热的。当蒸汽包含酸性蒸汽时，过热是优选的。因为可以在各个点添加蒸汽和其它流体，所以当烃原料和任选的重质烃原料穿过本工艺时，本文的描述将使用术语“含盐和/或微粒物质的烃原料”来指它们两者的组分，而不考虑在任何给定的阶段还可能存在何种量的蒸汽和其它流体。
当将基本没有不挥发性组分和/或焦炭前体的轻质烃原料裂化时，通常将进料在热解炉的上部对流段中预热，任选让其与蒸汽混合，然后在对流段中进一步预热，其中基本所有的轻质烃原料汽化形成蒸气相，然后将该蒸气相供应给炉的辐射段用于热解。然而，在那一方法中，用不挥发性组分和/或焦炭前体污染该轻质烃原料将导致对流管中广泛的焦炭形成。这一问题在美国专利5,580,443中部分地解决，该文献公开了一种方法，其中原料首先被预热，然后从热解炉的对流段中的预热器退出，与预定量的蒸汽混合，被引入气-液分离器中以分离和除去所需比率的非挥发物，该非挥发物作为液体离开该分离器。将来自气-液分离器的分离的蒸汽送回热解炉用于加热和裂化。
在本发明的方法中，希望维持液相具有足够的速度以最小化盐和/或微粒物质在对流段管子的壁上发生沉积。因为水将使存在于烃原料中的大多数盐电离，从而加速闪蒸/分离容器上游的不锈钢对流管的腐蚀，所以优选在实施本发明中应避免或最小化水的注入，当存在奥氏体不锈钢管时尤其如此。如果注水是必要的，则5Cr或9Cr(即，钢合金有5％或9％铬)管是优选的，原因在于它们对氯化物应力腐蚀开裂不是那么敏感。
应承认，经济方面的考虑将通常希望最大化在蒸气相中的并随后裂化的原料的比例。然而在这种情况下，将蒸气相最大化到可能适合于其它原料的程度是不实际的。为了维持足够的液体以确保以下两种要求：充分地润湿所有的表面以防止焦炭形成和存在足够的液体速度以最小化盐和/或微粒物质的沉积，优选在这样的条件下操作闪蒸/分离容器，即该条件将使得总烃的至少大约2％，更优选至少大约5％保留在液相中。
将重质烃原料添加到含盐和/或微粒物质的烃原料中可以增加随该重质烃原料的一些级分一起汽化的该烃原料的百分率同时降低盐和/或微粒物质在管壁上沉积的风险。此外，取决于所使用的重质烃原料，一定比例的该重质烃原料将汽化并随后参与裂化。
重质烃原料当与含盐和/或微粒物质的烃原料混合时可以占该含盐和/或微粒物质的烃原料和该重质烃原料的混合物的大约2％到大约75％，例如大约2％到大约60％，作为另一个例子，大约10％到大约50％。添加到含盐和/或微粒物质的烃原料中的重质烃原料的百分率可以根据在任何特定时间的给定烃流的经济情况和可获取性来优化。然而，为了本发明的目的，优选所添加的重质烃原料的量足以使得进入闪蒸/分离容器的总流体的至少大约2％是液体级分，通常大约5到至多大约50％，更优选大约5到至多大约30％。应该指出的是，重质烃原料相对于正在使用的含盐和/或微粒物质的烃原料越轻，将需要越多重质烃原料以获得最佳利益。
根据可用的容积，可以将任选的重质烃原料添加到在原料贮罐中的含盐和/或微粒物质的烃原料中或在将该含盐和/或微粒物质的烃原料引入炉对流段之前的任一点添加。为了最大化流体速度和最小化盐和/或微粒物质的沉积，优选在对含盐和/或微粒物质的烃原料进行任何加热之前添加重质烃原料。优选地，重质烃原料和含盐和/或微粒物质的烃原料都在足够的温度下以确保该重质烃原料和混合之后的共混原料的流动性。
在将重质烃原料与含盐和/或微粒物质的烃原料共混而制备含盐和/或微粒物质的烃原料共混物之后，可以按本领域普通技术人员已知的任何形式将该含盐和/或微粒物质的烃原料共混物加热。现参考图1，在一个优选实施方案中，加热包括让含盐和/或微粒物质的烃原料共混物在炉1的上部(离辐射段40最远处)对流段管组2中与来自炉1的辐射段40的热烟道气间接接触。为了便于本文引用，在第一对流段管组入口之后对含盐和/或微粒物质的烃原料的所有引用将认为包括已添加到流体中的任何任选的重质烃原料。
对流段中的加热可以如下完成：作为非限制性实例，让含盐和/或微粒物质的烃原料穿过换热管2的管组，该管组位于炉1的对流段3的内部。已加热的含盐和/或微粒物质的烃原料通常具有大约150到大约340℃(大约300到大约650
Figure 200580016310110000210003_20
)，如大约160到大约230℃(大约325到大约450
Figure 200580016310110000210003_21
)，例如大约170到大约220℃(大约340到大约425)的温度。在任何情况下，优选将温度加以控制以确保含盐和/或微粒物质的烃原料的至少大约2％保留在液相中。
已加热的含盐和/或微粒物质的烃原料可以与以下物质混合：初级稀释蒸汽，和任选地，可以是烃、优选是液体但是任选是蒸汽；水；蒸汽；或它们的混合物的流体。流体的温度可以低于、等于或大于已加热的原料的温度。在一个可能的实施方案中，流体的汽化潜热可以用来控制进入闪蒸/分离容器的含盐和/或微粒物质的烃原料的温度。
含盐和/或微粒物质的已加热的烃原料、初级稀释蒸汽和任选的流体的混合可以在热解炉1的内部或外部进行，但是优选在炉1的外部进行。可以使用本领域已知的任何混合设备完成混合。例如，有可能使用双分布器(sparger)组件9的第一分布器4来混合。在将流体引入已加热的烃原料中后，第一分布器4可以避免或减少由流体的突然汽化所引起的锤击。
对于高挥发性原料来说，使用混有含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽和/或流体是任选的。有可能的是，可以按工业中已知的任何方式将此类原料加热，例如在位于炉1的对流段3内部的换热管2中加热。可以在几乎没有添加蒸汽或流体的情况下将含盐和/或微粒物质的烃原料输送到闪蒸/分离容器中。
初级稀释蒸汽17可以具有大于、小于或几乎相同于含盐和/或微粒物质的烃原料混合物的温度，但是优选地，该温度几乎与该混合物的温度相同，该温度优选为大约175℃(350
Figure 200580016310110000210003_23
)。初级稀释蒸汽17在注入第二分布器8之前可以是过热的。
离开第二分布器8的包含已加热的含盐和/或微粒物质的烃原料、流体和任选的初级稀释蒸汽流的混合物流在闪蒸之前任选地在热解炉3的对流段中进一步加热。加热可以如下完成：作为非限制性实例，让该混合物流穿过位于对流段内部的换热管6的管组，所述换热管6的管组通常作为炉中第一对流段管组的下部部分，从而通过来自炉辐射段的热烟道气来加热。所加热的含盐和/或微粒物质的烃原料作为混合物流12的一部分离开该对流段以任选地与附加的蒸汽流18进一步混合。
任选地，该次级稀释蒸汽流18可以进一步分成闪蒸蒸汽流19和旁路蒸汽流21，该闪蒸蒸汽流19在闪蒸之前与烃混合物12混合，该旁路蒸汽流21绕过该烃混合物的闪蒸而与来自闪蒸的蒸气相混合，然后该蒸气相在下部对流段中进一步加热并然后在炉的辐射段中裂化。本发明可以在将所有次级稀释蒸汽18用作闪蒸蒸汽19而没有旁路蒸汽21的情况下操作。或者，本发明可以在将次级稀释蒸汽18引到旁路蒸汽21而没有闪蒸蒸汽19的情况下操作。在根据本发明的一个优选实施方案中，闪蒸蒸汽流19与旁路蒸汽流21的比例应该优选为1∶20到20∶1，最优选1∶2到2∶1。在这个实施方案中，闪蒸蒸汽流19与烃混合物流12混合形成闪蒸流20然后在闪蒸/分离容器5中闪蒸。优选地，在炉对流2中的过热器段16中将次级稀释蒸汽流过度加热，然后分离和与烃混合物混合。将闪蒸蒸汽流19添加到烃混合物流12中有助于混合物中较不挥发性组分的汽化，然后闪蒸流20进入闪蒸/分离容器5。
可以在闪蒸混合物流之前将第二任选的流体添加到该混合物流中，其中第二流体是烃蒸气。
然后例如在闪蒸/分离容器5中将混合物流12或闪蒸流20闪蒸以分离成两个相：蒸气相和液相，该蒸气相主要包含蒸汽和来自含盐和/或微粒物质的烃原料的挥发性烃，该液相包含较不挥发性的烃以及显著比例的不挥发性组分和/或焦炭前体和显著比例的盐和/或微粒物质。应该理解的是本文所述的在操作条件下的蒸气-液体平衡将使得在蒸气相中存在非常少量的不挥发性组分和/或焦炭前体。此外，随闪蒸/分离容器的设计而变化，小量的含不挥发性组分和/或盐和/或微粒物质的液体可能夹带在蒸气相中。在本发明的方法中，这些量足够地小以允许在闪蒸/分离容器的下游按照与炉辐射段中相同的脱焦程序进行脱焦。当在闪蒸/分离容器之间的对流段中的焦炭增长速度足够地低以致不再需要比辐射段所需的典型脱焦更频繁的脱焦时，蒸气相可以认为基本上不具有不挥发性组分或焦炭前体。
为便于本文描述，术语闪蒸/分离容器将用来指用于将含盐和/或微粒物质的烃原料分离成蒸气相和至少一个液相的任何一个或多个容器。它旨在包括分馏法和任何其它的分离方法，例如但不限于，转鼓、蒸馏塔和离心分离器。
混合物流12优选通过位于闪蒸/分离容器5侧壁的至少一个侧入口成切线地引入所述容器。优选将蒸气相作为塔顶蒸气流13从闪蒸/分离容器取出。优选地，将蒸气相送回炉的对流段管组23用于任选地加热，该对流段管组23优选设置在最接近炉的辐射段40的地方，然后通过跨(crossover)管24将该蒸气相输送到热解炉的辐射段40用于裂化。将已闪蒸的混合物流的液相从闪蒸/分离容器5除去，优选作为底部物流27除去。
优选将闪蒸/分离容器5中的蒸汽和液体维持在预定的恒定比，但是该比例难以测量和控制。作为替代方案，在闪蒸/分离容器5之前的混合物流12的温度可以用作间接参数来测量、控制和维持在闪蒸/分离容器5中的大致恒定的蒸汽与液体比。理想地，当混合物流温度越高时，越多挥发性烃将汽化并变成蒸气相的一部分用于裂化。然而，当混合物流温度过高时，更多的重质烃(包括焦炭前体)将存在于蒸气相中并被带到对流炉管中，最后使该管焦化。如果混合物流12温度过低的话，则导致在闪蒸/分离容器5中低的蒸汽与液体的比，更多挥发性烃将保留在液相中并因此不会被裂化。
将混合物流温度加以控制以最大化原料中挥发物的回收或汽化，同时避免盐和/或微粒物质的过度沉积或在以下场所中发生焦化：炉管或经由线路13将该混合物从闪蒸/分离容器5输送到炉1的管道和容器。可以监测将混合物输送到下部对流段23的管道和容器13中的压降，和跨管道24中的压降，以及下部对流段23中的温升，来检测焦化问题的开始。例如，当跨管压力和到下部对流段23的工艺入口压力开始由于焦化迅速增加时，应降低闪蒸/分离容器5中的和混合物流12的温度。如果在下部对流段23中发生焦化，则烟道气的温度增加到上面区段，如任选的过热器16。如果存在过热器16，增加的烟道气温度可以通过添加更多的脱过热器水26来部分地抵销。
混合物流12温度的选择还由原料材料的组成来决定。当原料包含较高量的较轻质烃时，混合物流12的温度可以设置得较低。当原料包含较高量的较不或不挥发性烃时，混合物流12的温度应该设置得较高。
通常，混合物流12的温度可以设置和控制在大约315到大约540℃(大约600到大约1000
Figure 200580016310110000210003_24
)，如大约370到大约510℃(大约700到大约950)，例如大约400到大约480℃(大约750到大约900)，常常大约430到大约475℃(大约810到大约890
Figure 200580016310110000210003_27
)。正如以上所讨论的，这些值将随原料的挥发性而变化。
决定该温度的考虑包括希望维持液相以降低或消除在闪蒸/分离容器5以及相关的管道中和在闪蒸/分离容器5上游的对流管上固体沉积或焦炭形成的可能性。通常，在闪蒸之后，至少大约2％，更优选大约5％的总烃在液相中。
所希望的是，维持与闪蒸蒸汽流19混合并进入闪蒸/分离容器的混合物流12处于恒温，以实现闪蒸/分离容器5中蒸汽与液体的恒定比并避免温度和闪蒸蒸汽/液体的比发生明显的变化。一种可能的控制安排是使用控制系统7自动地控制在两个分布器上的流体阀14和初级稀释蒸汽阀15以维持在闪蒸/分离容器5之前的混合物流12处于规定温度。当控制系统7检测到混合物流的温度下降时，它将让流体阀14减少注入第一分布器4的流体。如果混合物流的温度开始升高，该液流阀将更大地开启以增加注入第一分布器4的流体。在本发明方法中优选最小化注入的水。
当将初级稀释蒸汽流17注入第二分布器8时，温度控制系统7也可以用来控制初级稀释蒸汽阀15以调整初级稀释蒸汽流注入第二分布器8的量。这样进一步降低了闪蒸/分离容器5中温度改变的急剧变化。当控制系统7检测到混合物流12的温度下降时，它将命令初级稀释蒸汽阀15增加初级稀释蒸汽进入第二分布器8的注入量同时阀14关闭程度更大。如果温度开始升高，初级稀释蒸汽阀将自动加大关闭程度以减少注入第二分布器8的初级稀释蒸汽流同时阀14开启得更大。
在一个实例实施方案中，改变流体和初级稀释蒸汽的量以维持恒定混合物流温度12，同时优选在混合物11中维持恒定的H2O与原料比。然而，虽然水是优选用于本发明的流体，但是通常可行的是在除蒸汽以外不添加流体的情况下操作。为了进一步避免闪蒸温度的急剧变化，本发明还优选在炉中的次级稀释蒸汽的过热段中使用中间脱过热器25。这允许过热器16出口温度被控制在恒定值下，而不管炉负荷变化、焦化程度变化、过量氧气水平变化和其它变量。通常，这一脱过热器25将次级稀释蒸汽的温度维持在大约425到大约590℃(大约800到大约1100
Figure 200580016310110000210003_28
)，例如大约455到大约540℃(大约850到大约1000
Figure 10003_29
)，例如大约455到大约510℃(大约850到大约950
Figure 10003_30
)。该脱过热器25可以是控制阀和水雾化器喷嘴。在部分预热之后，次级稀释蒸汽离开对流段，可以添加脱过热器水26的细雾，该细雾会迅速地汽化并降低温度。优选然后在对流段中进一步加热该蒸汽。添加到过热器的水量可以控制与混合物流12混合的蒸汽的温度。
除了维持进入闪蒸/分离容器5的混合物流12处于恒温之外，还通常希望维持闪蒸流20恒定的烃分压，以维持闪蒸/分离容器5中恒定的蒸汽与液体比。举例来说，恒定的烃分压可以这样来维持：通过使用蒸气相管线13上的控制阀36维持恒定的闪蒸/分离容器压力，并通过控制物流20中蒸汽与含盐和/或微粒物质的烃原料的比例。
通常，本发明中闪蒸流的烃分压设置并控制在大约25到大约175kPa(大约4到大约25psia)，例如大约35到大约100kPa(大约5到大约15psia)，例如大约40到大约75kPa(大约6到大约11psia)。
在一个实施方案中，闪蒸在至少一个闪蒸/分离容器5中进行。通常该闪蒸是有或者没有回流的一阶段方法。该闪蒸/分离容器5通常在大约275到大约1400kPa(大约40到大约200psia)的压力下操作，其温度通常相同于或略低于进入该闪蒸/分离容器5之前的闪蒸气20的温度。通常，闪蒸/分离容器5的操作压力为大约275到大约1400kPa(大约40到大约200psia)，例如大约600到大约1100kPa(大约85到大约155psia)，作为另一个例子，大约700到大约1000kPa(大约105到大约145psia)，且在又一个例子中，闪蒸/分离容器5的压力可以为大约700到大约760kPa(大约105到大约125psia)。闪蒸/分离容器5操作的温度或进入该闪蒸/分离容器的入口流的温度为大约315到大约560℃(大约600到大约1040)，例如大约370到大约490℃(大约700到大约920
Figure 10003_32
)，例如大约400到大约480℃(大约750到大约900
Figure 10003_33
)。取决于混合物流12的温度，正被闪蒸的混合物流的大约50到大约98％，例如大约70到大约95％通常在蒸气相中。
在一个方面中，通常操作闪蒸/分离容器5以最小化在该容器5底部的液相的温度，原因在于过多的热量可能引起液相中非挥发物的焦化。在进入闪蒸/分离容器5的闪蒸流中使用次级稀释蒸汽流18会降低汽化温度，原因在于它会降低烃的分压(即，该蒸气的较大摩尔分数是蒸汽)，从而会降低所需的液相温度。将一部分外部冷却的闪蒸/分离容器5底部液体30再循环回闪蒸/分离器容器以帮助冷却在该闪蒸/分离容器5底部新分离的液相也可能是有帮助的。物流27可以经由泵37从闪蒸/分离容器5的底部输送到冷却器28。经冷却的物流29然后可以分成再循环流30和输出流22。再循环流30的温度通常将为大约260到大约315℃(大约500到大约600)，例如大约270到大约290℃(大约520到大约550)。再循环流30的量可以为闪蒸/分离容器内部新分离的底部液体的量的大约80到大约250％，例如90到225％，例如100到200％。
在另一个方面中，通常还操作该闪蒸器以最小化在该闪蒸/分离容器5中的液体停留/保留时间。在一个实例实施方案中，液相通过在闪蒸/分离容器5底部上的小直径“接收器(boot)”或筒体35排出该容器5。通常，在闪蒸/分离容器5中液相停留时间少于75秒，例如小于60秒，例如少于30秒，常常少于15秒。在闪蒸/分离容器5中液相停留/保留时间越短，在该闪蒸/分离容器5底部产生的焦化越少。
离开闪蒸/分离容器5的蒸气相可能包含，例如大约55到大约70％烃和大约30到大约45％蒸汽。该蒸气相的标称终沸点通常小于大约760℃(大约1400)，例如小于大约675℃(大约1250
Figure 10003_37
)，例如小于大约590℃(大约1100
Figure 10003_38
)，作为另一个例子，小于大约565℃(大约1050
Figure 10003_39
)，常常小于大约540℃(大约1000
Figure 10003_40
)。蒸气相通过塔顶导管连续地从该闪蒸/分离容器5除去，该塔顶导管任选地将蒸汽输送到任选的离心分离器38以除去痕量的夹带和/或冷凝的液体。该蒸汽然后通常流入歧管，该歧管将该流体分配到下部对流段23或炉1的辐射段40中。
从闪蒸/分离容器5连续除去的蒸气相流13优选在热解炉1下部的对流段23中受到来自该炉辐射段的烟道气过度加热，而达到例如大约425到大约705℃(大约800到大约1300
Figure 10003_41
)的温度。然后通过跨管道24将该蒸气相输送到热解炉1的辐射段40，以加以裂化而制备包含烯烃的排出物和副产品，该烯烃包括乙烯和其它所需的轻质烯烃。
从闪蒸/分离容器除去的蒸气相流13可以任选地与旁路蒸汽流21混合然后引入炉下部的对流段23中。
因为本发明的方法实现了将产生焦炭和焦油的较重质烃物质的显著除去(在离开闪蒸/分离容器5的液相27中)，所以有可能使用输送线(transfer line)换热器将来自热解炉1的辐射段40的排出物骤冷。这将允许对最初为较轻质(未污染的)原料例如石脑油或其它终沸点通常小于大约315℃(大约600
Figure 10003_42
)的液体原料而设计的裂化设施进行更成本有效的改进，它们具有已在适当位置的输送线换热器骤冷系统。共同待审美国专利申请序列号11/068,615(于2005年2月28日提交，其公开内容在此完全引入)详述了为了使输送线换热器与包含不挥发性组分的烃原料的裂化方法结合使用有关的利益最大化的设计方案。
闪蒸/分离容器5的位置和操作温度经选择提供最大可能的蒸气进料，其可以进行加工而不会有过度的结垢/焦化问题。如果液体的比例过高，则有价值的进料会损失并且操作的经济性会受到不利影响。如果液体的比例过低，则盐和/或微粒物质在对流管和闪蒸/分离容器5中的沉积可能成为问题。
从闪蒸/分离容器5作为蒸气排出的给定烃进料的百分率是闪蒸/分离容器5中烃分压和进入该容器5的温度的函数。进入闪蒸/分离容器5的含盐和/或微粒物质的烃原料的温度高度依赖于对流段3中在那一点的烟道气温度。这一温度将随着炉负荷改变而变化，其中当炉处于满负荷时该温度较高，当炉1处于部分负荷时该温度较低。对流段管组2和6中的烟道气温度也是炉1中已发生的焦化的程度的函数。当炉1是清洁的或轻微焦化时，热传递得到改进并且在那一点的烟道气温度相应地比当炉1重度焦化时的温度低。在任一点的烟道气温度也是炉1的燃烧器上实行的燃烧控制的函数。
虽然已经参考特定的实施方案对本发明进行了描述和说明，但是本领域普通技术人员将理解本发明适用于不必在本文中说明的变化。因此，应该仅根据所附权利要求书来确定本发明的真实范围。

Claims (24)

1.烃原料的裂化方法，所述方法包括：
a.将包含盐和任选的微粒物质的未脱盐烃原料加入到热解炉的对流段；
b.将所述烃原料加热；
c.将该烃原料供给位于干点上游的闪蒸/分离容器；
d.将该烃原料分离成基本上贫含不挥发性组分和盐的蒸气相和富含不挥发性组分和盐的液相，所述液相在该闪蒸/分离容器上游对流段中的所有点处含有5％液相以维持盐和任何微粒物质呈悬浮态；
e.从该闪蒸/分离容器中以蒸气相除去步骤(a)的50-95％烃原料和将该蒸气相裂化而制备包含烯烃的排出物；和
f.从该闪蒸/分离容器中与悬浮态中的盐和任何微粒物质一起以液相除去至少5％的烃原料。
2.权利要求1的方法，其中在步骤(b)和(c)之间添加蒸汽。
3.权利要求2的方法，其中该蒸汽包含酸性或处理过的加工蒸汽。
4.权利要求2的方法，其中该蒸汽在该热解炉的对流段中受到过度加热。
5.权利要求2的方法，其中在与该蒸汽混合之前该烃原料的温度在150到340℃的第一温度下，然后在步骤(c)之前将该烃原料进一步加热到高于该第一温度的第二温度。
6.权利要求2的方法，其中在该闪蒸/分离容器的顶部将蒸汽添加到该蒸气相中。
7.权利要求2的方法，其中在该闪蒸/分离容器的下游将蒸汽添加到该蒸气相中。
8.权利要求2的方法，其中在步骤(e)之前，除了蒸汽之外，所述烃原料还与流体混合。
9.权利要求1的方法，其中该烃原料包括一种或多种瓦斯油、加热用油、柴油、加氢裂化油、费-托液体、蒸馏物、原油、常压管式蒸馏釜底部残余物、包括底部残余物的真空管式蒸馏釜流，来自精炼厂的重质非直馏烃流、低硫含蜡残油、重质蜡、常压残油、和重质残油。
10.权利要求1的方法，其中该未脱盐烃原料进一步包含不挥发性组分。
11.权利要求8的方法，其中与所述烃原料混合的所述流体包括重质烃原料；所述重质烃原料足以在没有所述重质烃原料的该未脱盐烃原料的T98基础上将该烃原料的T98增加至少28℃，其中T98是指在该温度下98wt％特定的样品已达到其沸点的温度。
12.权利要求8的方法，其中与所述烃原料混合的所述流体包括重质烃原料；所述重质烃原料足以在没有所述重质烃原料的该未脱盐烃原料的T95基础上将该烃原料的T95增加至少14℃，其中T95是指在该温度下95wt％特定的样品已达到其沸点的温度。
13.权利要求11的方法，其中所述重质烃原料当与所述烃原料混合时占该未脱盐烃原料和该重质烃原料的混合物的2到75wt.％。
14.权利要求11的方法，其中该重质烃原料包括一种或多种残油、原油、常压管式蒸馏釜底部残余物、包括底部残余物的真空管式蒸馏釜物流、来自精炼厂的重质非直馏烃流。
15.权利要求11的方法，其中该重质烃原料包括一种或多种原油、常压管式蒸馏釜底部残余物、包括底部残余物的真空管式蒸馏釜物流、来自精炼厂的重质非直馏烃流、真空瓦斯油、常压残油、低硫含蜡残油和重质残油。
16.权利要求1的方法，其中该未脱盐烃原料在与蒸汽混合之前通过与热解炉的第一对流段管组中的烟道气间接接触来加热。
17.权利要求1的方法，其中该未脱盐烃原料在步骤(c)之前通过与热解炉的第二对流段管组中的烟道气间接接触来加热。
18.权利要求1的方法，其中在步骤(c)中的该未脱盐烃原料的温度为315到560℃。
19.权利要求1的方法，其中步骤(d)中的压力为275到1380kPa。
20.权利要求19的方法，其中步骤(e)中，该烃原料的60到90％在蒸气相中。
21.权利要求1的方法，还包括在裂化之前将该蒸气相输送到离心分离器中以除去痕量的液体。
22.权利要求1的方法，其中进入热解炉辐射段的蒸气相温度为425到705℃。
23.权利要求1的方法，还包括将该排出物骤冷和回收得自该排出物的裂化产物。
24.前述权利要求1至8任一项的方法，其中该烃原料包括一种或多种加热用油、柴油、加氢裂化油、费-托液体、蒸馏物、重瓦斯油、蒸汽裂化瓦斯油和残油、原油、常压管式蒸馏釜底部残余物、包括底部残余物的真空管式蒸馏釜流，来自精炼厂的重质非直馏烃流、真空瓦斯油、低硫含蜡残油、重质蜡、常压残油、和重质残油。
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