重质烃原料的蒸汽裂化方法

发明领域

本发明涉及含有相对非挥发性的烃和其它污染物的烃的裂化。

背景和相关技术的描述

蒸汽裂化长期以来被用于将各种烃原料裂化为烯烃。常规的蒸汽裂 化采用具有两个主要区域的炉子：对流部分和辐射部分。烃原料通常以 液体形式(除非以蒸气形式进入的轻原料)进入炉子的对流部分，在此， 烃原料通常通过与来自辐射部分的热烟道气间接接触和通过与蒸汽直 接接触而被加热和汽化。然后，汽化的原料和蒸汽混合物进入辐射部分， 在此发生裂化。所得的产物包括烯烃离开热解炉，以备进一步的下游处 理如骤冷。

常规的蒸汽裂化系统对于裂化含有大比例轻质挥发性烃的高质量 的原料如瓦斯油和石脑油是有效的。然而，蒸汽裂化经济性有时希望裂 化廉价的重质原料，如作为非限制性实例的原油和常压残油 (atmospheric resid)。原油和常压残油含有沸点高于1100°F(590℃) 的高分子量的非挥发性组分。这些原料的非挥发性组分在常规热解炉的 对流部分作为焦炭沉积下来。在较轻组分完全汽化的点下游的对流部分 中，仅能够容许非常低水平的非挥发性组分。另外，有些石脑油在运输 过程中被含非挥发性组分的重质原油污染。常规热解炉不具有加工残 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，上述的这 些油被非挥发性组分烃污染。

为了解决这种焦化问题，美国专利3,617,493(该文件通过引用结 合在本文中)公开了使用用于原油原料的外部汽化槽，并公开了利用第 一闪蒸以蒸气形式除去石脑油，利用第二闪蒸除去沸点为450至1100°F (230至600℃)的蒸气。所述蒸气在热解炉中裂化为烯烃，并且从两 个闪蒸槽中分离地液体被除去，用蒸汽汽提，和用作燃料。

美国专利3,718,709(该文件通过引用结合在本文中)公开了最小 化焦炭沉积的方法。它公开了在热解炉内部或外部预热重质原料，以用 过热蒸汽汽化约50％的重质原料并除去残余的、分离的液体。将主要含 有轻质挥发烃的汽化的烃进行裂化。

美国专利5,190,634(该文件通过引用结合在本文中)公开了通过 在对流部分在少量的、临界量的氢气存在下预热原料，来抑制炉中焦炭 形成的方法。对流部分中氢气的存在抑制了烃的聚合反应，由此抑制了 焦炭形成。

美国专利5,580,443(该文件通过引用结合在本文中)公开了一种 方法，其中原料首先被预热，并然后被从在热解炉的对流部分的预热器 中抽出。然后该预热的原料与预定量蒸汽(稀释蒸汽)混合，并然后被 引入气液分离器，以从分离器中分离和以液体形式除去所需比例的非挥 发物。从气液分离器分离的蒸气返回到热解炉进行加热和裂化。

本发明人已意识到，在使用闪蒸来将重质液体烃馏分与可在热解炉 中进行处理的较轻馏分分离时，重要的是进行所述分离使得大多数的非 挥发性组分呈液相。否则，在蒸气中的重质、形成焦炭的非挥发性组分 将被带入所述炉中，引起结焦问题。

本发明人还已意识到，在使用闪蒸来将非挥发性组分与可在热解炉 中进行处理而不引起结焦问题的烃原料的较轻馏分分离时，重要的是小 心地控制离开闪蒸器时的气液比值。否则，烃原料的有价值的较轻馏分 可能损失在液体烃残油中，或重质的、形成焦炭的组分可能被汽化并作 为塔顶馏出物被带入所述炉中，引起结焦问题。

由于涉及到许多变量，已发现难以对离开闪蒸器时的气液比值进行 控制。气液比值是在闪蒸器中烃分压的函数，也是进入闪蒸器中的物流 的温度的函数。进入闪蒸器中的物流的温度随着所述炉的负荷变化而改 变。当所述炉满负荷时温度较高，而当所述炉处于部分负荷时温度较低。 进入闪蒸器中的物流的温度还根据加热所述原料的所述炉中烟道气温 度而变化。而烟道气温度又根据在所述炉中已发生的结焦程度而变化。 当所述炉是清洁的或很轻微结焦时，烟道气温度低于所述炉严重结焦时 的温度。所述烟道气温度还是施加在所述炉的燃烧器上的燃烧控制的函 数。当所述炉以在烟道气中低水平过量氧来操作时，则在对流部分的中 部至顶部区中的烟道气温度低于当所述炉以在烟道气中较高水平过量 氧来操作时的对应温度。由于所有这些变量，所以难以控制离开闪蒸器 时恒定的气液比值。

本发明提供了一种有利地控制的方法，以最优化在重质烃原料中所 含的挥发性烃的裂化，并减少和避免结焦问题。本发明提供了通过保持 进入闪蒸器的物流相对恒定的温度，保持离开闪蒸器的较恒定的气液比 值的方法。更具体来说，通过在闪蒸之前自动调节与重质烃原料混合的 流体物流的数量，来保持闪蒸物流的恒定温度。所述流体任选地是水。

本发明还提供了一种保持闪蒸物流相对恒定的烃分压的方法。通过 控制闪蒸压力以及流体和蒸汽与烃原料的比值来保持恒定的烃分压。

                        发明简述

本发明提供了一种加热重质烃原料的方法，其包括加热重质烃，将 所述重质烃与流体混合形成一种混合物，闪蒸所述混合物来形成蒸气相 和液相，并根据所述方法的至少一种选择的操作参数改变与所述重质烃 混合的流体的数量，和将所述蒸气相进料到炉中。所述流体可是液态烃 或水。

按照一个实施方案，至少一种操作参数可是闪蒸之前的加热过的重 质烃的温度。至少一种操作参数还可是闪蒸压力、闪蒸物流的温度、闪 蒸物流的流速和在烟道气中的过量氧气中的至少一种。

在一个优选的实施方案中，所述重质烃在闪蒸之前与第一稀释蒸汽 物流混合。而且，可在所述炉中对第二稀释蒸汽进行过加热，然后将其 与所述重质烃混合。

本发明还提供了一种在炉中裂化重质烃原料的方法，所述炉包括 提供辐射热和热烟道气的辐射部分燃烧器和包含多个热交换管管排的 对流部分，所述方法包括：

(a)预热所述重质烃原料，以形成预热过的重质烃原料；

(b)将所述预热过的重质烃原料与水混合，形成水与重质烃的混合 物；

(c)将第一稀释蒸汽注入到所述水与重质烃的混合物中，形成混合 物物流；

(d)在热交换管管排中通过与热烟道气的间接热交换对所述混合 物物流进行加热，形成热的混合物物流；

(e)控制热的混合物物流的温度，并通过改变水的流量和第一稀释 蒸汽的流量来控制蒸汽与烃的比；

(f)在闪蒸槽中闪蒸所述热的混合物物流来形成蒸气相和液相，并 将所述蒸气相与液相分离；

(g)将所述蒸气相进料到所述炉的对流部分中，以通过来自所述炉 的辐射部分的热烟道气进一步对其加热，形成经加热的蒸气相；和

(h)将所述经加热的蒸气相进料到所述炉的辐射部分管中，在此由 于辐射热的作用，在蒸气相中的烃热裂化，形成产物。

                       附图简要说明

图1所示为采用蒸汽裂化炉的本发明方法的示意流程图，特别是 对流部分。

                         发明详述

除非另外指出，所有的百分数、份数、比例等都是以重量为基础。 除非另外指出，提到化合物或组分时包括化合物或组分本身，以及与其 它化合物或组分的组合如化合物的混合物。

此外，当数量、浓度或其它值或参数以一系列的上限优选值和下限 优选值给出时，这应当理解为具体公开了任意一对上限优选值和下限优 选值形成的所有范围，不管所述范围是否被单独公开。

另外在这里使用时：非挥发性组分可按照下述方法测试：烃原料的 沸点分布根据ASTM D-6352-98用气相谱蒸馏(GCD)或另一种合适的 方法测定。非挥发性组分是根据ASTM D-6352-98测试的标称沸点 (nominal boiling point)高于1100°F(590℃)的烃级分。本发明对 于标称沸点高于1400°F(760℃)的非挥发物效果非常好。

本发明涉及加热和蒸汽裂化重质烃原料的方法。所述方法包括加热 重质烃，将所述重质烃与流体混合形成一种混合物，闪蒸所述混合物来 形成蒸气相和液相，和根据所述方法的至少一种选择的操作参数来改变 与所述重质烃混合的流体的数量。

如可注意到的，所述原料包含大比例的，即约5至50％的重质非挥 发性组分。作为非限制性的实例，这样的原料可以包含下列中的一种或 多种：蒸汽裂化瓦斯油和残余物、瓦斯油、燃料油、喷气燃料、柴油、 煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑油、加氢裂 化产物、重整油、残油重整油、费托液体、费托气、天然汽油、蒸馏物、 直馏石脑油、原油、常压管式蒸馏釜残油、包括残油的减压管式蒸馏釜 物流、宽沸程的石脑油至瓦斯油浓缩物、来自精炼厂的重质非直馏烃流、 真空瓦斯油、重质瓦斯油、原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、 C4/残渣混合物和石脑油残渣混合物。

所述重质烃原料具有至少600°F(315℃)的标称终沸点。优选的原 料是低硫含蜡残油、常压残油和原油污染的石脑油。最优选的是包含60 -80％沸点低于1100°F(590℃)的组分的残油，例如低硫含蜡残油。

重质烃原料首先在上部对流部分3中被预热。所述重质烃原料的 加热可采用本领域普通技术人员已知的任何形式。然而，优选所述加热 包括所述原料在所述炉1的上部对流部分3中与来自所述炉的辐射部分 的热烟道气的间接接触。作为非限定性实例，这可通过使原料流经位于 所述炉1的对流部分3内的热交换管管排2来实现。所述经预热的原料 的温度为300至500°F(150至260℃)。优选所述经加热的原料的温度 为约325至450°F(160至230℃)，更优选340至425°F(170至220℃)。

所述经预热的烃原料与一种流体混合。所述流体可以是液体烃、水、 蒸汽或它们的混合物。优选的流体是水。所述流体的温度可低于、等于 或高于所述经预热的原料的温度。

所述经预热的重质烃原料与所述流体的混合可在热解炉1的内部或 外部进行，但优选在所述炉的外部进行。可使用本领域已知的任何混合 装置来实现所述混合。然而，优选使用双分布器组合体9的第一分布器 4来进行所述混合。所述第一分布器4优选包括被外管32围绕的内部多 孔管31，从而形成在所述内和外管之间的环形流动空间33。优选地， 所述经预热的重质烃原料在所述环形流动空间中流动，且所述流体流经 所述内管并经在内管中的开口、优选小圆孔注入到所述原料中。提供所 述第一分布器4是为了在将所述流体引入到所述经预热的重质烃原料中 时，避免或减少由流体的突然气化所引起的振动(hammering)。

本发明在所述方法的各部分中使用蒸汽物流。如以下所详述，第一 稀释蒸汽物流17与经预热的重质烃原料混合。在一个优选实施方案中， 第二稀释蒸汽物流18在对流部分中被处理，并在所述闪蒸前与所述重 质烃流体与第一稀释蒸汽的混合物混合。所述第二稀释蒸汽18任选分 成旁路蒸汽21和闪蒸蒸汽19。

在本发明的一个优选实施方案中，除了与所述经预热的重质原料混 合的流体以外，第一稀释蒸汽17也与所述原料混合。所述第一稀释蒸 汽物流可优选注入到第二分布器8中。优选在形成的物流混合物在11 进入对流部分以通过辐射部分烟道气另外进行加热之前，将第一稀释蒸 汽物流注入到所述重质烃流体混合物中。更优选的是，所述第一稀释蒸 汽直接注入到第二分布器8中，使得所述第一稀释蒸汽流经所述分布器， 并经小的圆形流动分布孔34注入到所述烃原料流体混合物中。

所述第一稀释蒸汽的温度可大于、小于或大约等于重质烃原料流体 混合物的温度，但优选大于所述混合物的温度，并用来使所述原料/流 体混合物部分气化。优选地，在注入到所述第二分布器8中之前，使所 述第一稀释蒸汽过热。

将离开所述第二分布器8的所述流体、经预热的重质烃原料和第一 稀释蒸汽物流的混合物在闪蒸之前在所述热解炉3中再次加热。作为非 限定性实例，所述加热可通过使所述原料混合物流经位于所述炉的对流 部分内的热交换管管排6，从而由来自所述炉的辐射部分的热烟道气进 行加热而实现。如此加热的混合物作为混合物物流12离开所述对流部 分，以与附加的蒸汽物流进一步混合。

任选地，所述第二稀释蒸汽物流18可进一步分成在闪蒸之前与所 述重质烃混合物12混合的闪蒸蒸汽物流19，和旁路流过所述重质烃混 合物闪蒸器的旁路蒸汽物流21，所述旁路蒸汽物流21与来自闪蒸器的 蒸气相在该蒸气相在所述炉的辐射部分中裂化之前混合。本发明可在所 有第二稀释蒸汽18用作闪蒸蒸汽19而不用作旁路蒸汽21的条件下来 操作。作为可选择的替代方案，本发明可在第二稀释蒸汽18用作旁路 蒸汽21而无闪蒸蒸汽19的条件下来操作。在本发明的一个优选实施方 案中，闪蒸蒸汽物流19与旁路蒸汽物流21的比应优选为1∶20至20∶ 1，最优选1∶2至2∶1。在闪蒸槽5中进行闪蒸之前，所述闪蒸蒸汽 19与所述重质烃混合物物流12混合来形成闪蒸物流20。优选地，在所 述第二稀释蒸汽物流分开并与所述重质烃混合物混合之前，在所述炉对 流部分中的过热器部分16中使所述第二稀释蒸汽物流过热。在所述重 质烃混合物物流12中添加闪蒸蒸汽物流19，保证了在所述闪蒸物流20 进入所述闪蒸槽5之前所述混合物的几乎全部挥发性组分的气化。

然后将流体、原料和第一稀释蒸汽物流的混合物(闪蒸物流20)引入 到闪蒸槽5中，以分离成两相：主要包含挥发性烃的蒸气相和主要包含 非挥发性烃的液相。蒸气相优选作为塔顶蒸气物流13从闪蒸槽移出。 优选将所述蒸气相返回到所述炉的下部的对流部分23以进行任选的加 热，和经过连通管至热解炉的辐射部分，以进行裂化。分离出的液相作 为残余物流27从闪蒸槽5中除去。

优选在闪蒸槽5中保持预定的恒定的气液比。但这一比值难以测 量和控制。作为一种可选择的方案，在闪蒸槽5之前的混合物物流12 的温度用作测量、控制和保持在闪蒸槽5中恒定的气液比的间接参数。 理想地，当所述混合物物流的温度较高时，更多的挥发性烃会气化并可 以作为蒸气相用于裂化。然而，当所述混合物物流的温度太高时，更多 的重质烃会存在于蒸气相中，并被携带到对流炉管中，最终在所述管上 结焦。如果所述混合物物流12的温度太低，因此在闪蒸槽5中气液比 值低，则更多的挥发性烃将保留在液相中，并因此不能用于裂化。

所述混合物物流的温度受原料中挥发物的最高回收率/气化率同 时避免在所述炉管中结焦或在由闪蒸槽向所述炉13输送所述混合物的 管和容器中结焦限制。可监测在将所述混合物传送到下部的对流部分13 的管和容器中的压降和连通管24中的压降，以及在下部的对流部分23 中的温度上升，以探知结焦问题的开始。例如，当连通管压力和至下部 的对流部分23的工艺进口压力由于结焦而开始快速增加时，应降低在 闪蒸槽5中和混合物物流12的温度。如果在下部的对流部分中出现结 焦，至过热器16的烟道气的温度增加，需要更多的过热蒸汽降温器水 (desuperheater water)26。

混合物物流12的温度的选择还由原料物质的组成来决定。当原料 含有较高量的轻质烃时，可将所述混合物物流12的温度设置得较低。 结果，在第一分布器4中使用的流体的量增加和/或在第二分布器8中 使用的稀释蒸汽的量减少，因为这些数量直接影响所述混合物物流12 的温度。当所述原料含有较高量的非挥发性烃时，应将所述混合物物流 12的温度设置得较高。结果，在第一分布器4中使用的流体的量减少而 在第二分布器8中使用的第一稀释蒸汽的量增加。通过仔细选择混合物 物流的温度，本发明可用于宽种类范围的原料。

通常，所述混合物物流12的温度设定和控制在600至950°F(315 至510℃)，优选700至920°F(370至490℃)，更优选750至900°F(400 至480℃)，最优选810至890°F(430至475℃)。如上面讨论的，这些 数值会随原料中挥发物的浓度改变。

通过控制系统7来控制混合物物流12的温度，所述控制系统7包 括至少一个温度传感器和任何已知的控制装置如计算机。优选地，温度 传感器是热电偶。所述控制系统7与流体阀14和第一稀释蒸汽阀15连 通，从而控制进入两个分布器中的流体和第一稀释蒸汽的量。

为了维持与闪蒸蒸汽19混合和进入闪蒸槽的混合物物流12的恒定 温度以实现在闪蒸槽5中的恒定的气液比，并避免温度和闪蒸气液比的 明显变化，本发明按下述方式操作：当设定了在闪蒸槽5之前的混合物 物流12的温度时，控制系统7自动控制在两个分布器上的流体阀14和 第一稀释蒸汽阀15。当控制系统7探测到混合物物流的温度下降时，它 会使流体阀14减少注入到第一分布器4中的流体。如果混合物物流的 温度开始上升，所述流体阀会更大地打开，以增加注入到第一分布器4 中的流体。在该优选的实施方案中，流体的气化潜热控制混合物物流的 温度。

当第一稀释蒸汽物流17注入到第二分布器8中时，所述温度控制 系统7也可以用来控制第一稀释蒸汽阀15，以调节注入到第二分布器8 中的第一稀释蒸汽物流的量。这还减少了在闪蒸槽5中温度变化的急剧 变动。当控制系统7探测到混合物物流12的温度下降时，它会命令第 一稀释蒸汽阀15增加向第二分布器8中注入的第一稀释蒸汽物流，同 时阀14关闭程度更大。如所述温度开始上升，第一稀释蒸汽阀会自动 更加关闭以减少注入到第二分布器8中的第一稀释蒸汽物流，同时阀14 更大地打开。

在本发明的一个优选实施方案中，控制系统7可用于控制要加入到 两个分布器中的流体的量及第一稀释蒸汽物流的量。

在所述流体是水的优选情况下，所述控制器改变水和第一稀释蒸汽 的量来保持恒定的混合物物流12温度，同时在混合物11中保持恒定的 水与原料比值。为进一步避免闪蒸温度的急剧变化，本发明还优选在所 述炉的第二稀释蒸汽的过热区中采用中间过热蒸汽降温器25。这使得可 将过热器16出口温度控制在恒定数值，而不管炉负荷的变化、结焦程 度的变化、过量氧水平的变化。通常，这种过热蒸汽降温器25保证第 二稀释蒸汽的温度在800至1100°F(430至590℃)之间，优选850至 1000°F(450至540℃)之间，更优选850至950°F(450至510℃)之 间，最优选875至925°F(470至500℃)之间。所述过热蒸汽降温器 优选是控制阀和水雾化器喷嘴。在部分预热后，第二稀释蒸汽排出所述 对流部分，并且水26的细雾被添加，所述细雾快速气化并降低温度。 然后在对流部分中对所述蒸汽进一步加热。向过热器中添加的水的量控 制了与混合物物流12混合的蒸汽的温度。

虽然优选按照在闪蒸槽5之前的所述混合物物流12的预定温度来 调节在两个分布器4和8中注入到重质烃原料中的流体和第一稀释蒸汽 物流的量，但相同的控制机理也可应用到在其它位置上的其它参数。例 如，可改变闪蒸压力和温度及闪蒸蒸汽19的流量，来实现闪蒸器中气 液比的变化。另外，在烟道气中的过量氧也可以是一个控制变量，虽然 是较慢的一个变量。

除保持进入闪蒸槽中的所述混合物物流12的恒定温度以外，还希 望保持闪蒸物流20的恒定烃分压，以保持在闪蒸器中恒定的气液比。 举例来说，可以通过使用在蒸气相管线13上的控制阀36保持恒定的闪 蒸槽压力，并通过控制在物流20中蒸汽与烃原料的比值，来保持恒定 的烃分压。

通常，本发明中闪蒸物流的烃分压被设定和控制在4至25psia(25 至175kPa)之间，优选5至15psia(35至100kPa)之间，最优选6至 11psia(40至75kPa)之间。

所述闪蒸在至少一个闪蒸槽容器中进行。优选地，所述闪蒸是带有 回流或不带回流的一段法。所述闪蒸槽5通常在40至200psia(275至 1400kPa)的压力下操作，其温度通常等于或略低于进入闪蒸槽5之前的 闪蒸物流20的温度。通常，闪蒸槽容器的压力为约40至200psia(275 至1400kPa)，温度为约600至950°F(310至510℃)。优选地，闪蒸 槽容器的压力为约85至155psia(600至1100kPa)，温度为约700至 920°F(370至490℃)。更优选地，所述闪蒸槽容器的压力为约105至 145psia(700至1000kPa)，温度为约750至900°F(400至480℃)。最 优选地，闪蒸槽容器的压力为约105至125psia(700至760kPa)，温度 为约810至890°F(430至480℃)。根据闪蒸物流的温度，进入所述闪 蒸槽5的混合物的通常50至95％，优选60至90％，更优选65至85％， 最优选70至85％被气化到闪蒸槽的上部。

在一个方面，运转所述闪蒸槽5以使在所述容器底部的液相的温度 最小化，因为过多的热量可引起液相中非挥发物的结焦。在进入闪蒸槽 的闪蒸物流中使用第二稀释蒸汽物流18，降低了气化温度，因为它减小 了烃的分压(即更大摩尔分数的蒸气是蒸汽)，从而降低了所需的液相温 度。将一部分外部冷却的闪蒸槽底部液体30循环回闪蒸槽容器来辅助 冷却在闪蒸槽5的底部新分离的液相可能也是有帮助的。将物流27由 闪蒸槽5的底部经泵37输送到冷却器28。经冷却的物流29分成循环物 流30和输出物流22。所述循环物流的温度理想地是500至600°F(260 至320℃)，优选505至575°F(263至302℃)，更优选515至565°F(268 至296℃)，最优选520至550°F(270至288℃)。循环物流的量应为闪 蒸槽内新分离的底部液体量的约80至250％，优选90至225％，更优选 95至210％，最优选100至200％。

在另一方面，还运转所述闪蒸槽以使在闪蒸槽中液体停留/保持时 间最小化。优选地，所述液相经由在闪蒸槽底上的小直径“靴状结构” (boot)或圆筒35排出所述容器。通常，在所述容器中液相停留时间少 于75秒，优选少于60秒，更优选少于30秒，最优选少于15秒。在闪 蒸槽中液相的停留/保持时间越短，在闪蒸槽底部越少出现结焦。

在所述闪蒸中，蒸气相13通常含有少于400ppm的非挥发物，优选 少于100ppm，更优选少于80ppm，最优选少于50ppm。所述蒸气相非常 富含挥发性烃(例如55-70％)和蒸汽(例如30-45％)。蒸气相的终沸点通 常低于1400°F(760℃)，优选低于1100°F(600℃)，更优选低于1050°F (570℃)，最优选低于1000°F(540℃)。由所述闪蒸槽5中经由塔顶馏 出物管连续除去蒸气相，所述塔顶馏出物管任选将蒸气输送到离心分离 器38，由其除去痕量的夹带的液体。然后所述蒸气流入歧管，其将所述 蒸气流分配到所述炉的对流部分中。

从闪蒸槽中连续除去的蒸气相物流13优选在热解炉下部的对流部 分23中被来自所述炉的辐射部分的烟道气过热到例如约800至1200°F (430至650℃)的温度。然后所述蒸气被导入热解炉的辐射部分以进行 裂化。

从闪蒸槽中除去的蒸气相物流13还可任选地在引入到炉下部的对 流部分23中之前与旁路蒸汽物流21混合。

旁路蒸汽物流21是来自第二稀释蒸汽18的分支蒸汽物流。优选地， 在分裂并与从闪蒸槽5中除去的蒸气相混合之前，所述第二稀释蒸汽首 先在热解炉3中被加热。在某些应用中，在由所述第二稀释蒸汽分裂之 后但在与蒸气相混合之前，所述旁路蒸气可再次被过热。在旁路蒸汽21 与蒸气相物流13混合之后的过热，保证了在所述炉的这一部分中的混 合物的除最重组分以外的所有组分在进入辐射部分前被气化。将在下部 的对流部分23中的蒸气相温度提高到800至1200°F(430至650℃)也 有助于在辐射部分中的操作，因为辐射管金属温度可降低。这导致在辐 射部分中较小的结焦可能。过热蒸气然后在热解炉的辐射部分中裂化。

由前述的说明，本领域普通技术人员可容易地确定本发明的基本特 征，且在不偏离本发明的实质和范围的条件下，可做出本发明的各种改 变和改进以使之适应于各种用途和条件。例如，虽然优选的实施方案要 求使用水来在分布器中与预热的原料混合，但也可使用其它流体，例如 石脑油。

本发明将通过下面的实施例进行举例说明，所述实施例是用作代表 并且不能解释为对发明范围的限制。除非另外说明，所有的百分数、份 数等是基于重量的。

实施例1

进行模拟通过本发明加工常压管式蒸馏釜残油(APS)和原油的工程 计算。所附的表1总结了在带有闪蒸槽的工业规模的炉中裂化Tapis APS 残油和Tapis原油的模拟结果。在原油中的很轻的组分起类似蒸汽的作 用，降低了重质组分的分压。因而，在标称950°F(510℃)的馏出温度 下，所述闪蒸槽可在比常压残油低100°F(50℃)的温度下操作。

                                  表1

               常压管式蒸馏釜(APS)残油和原油闪蒸槽模拟的总结

                                       APS残油      原油           图1标号#

对流加料流量，klb/小时(t/h)            126(57)      100(45)        n/a

950°F以下(510℃)，wt％                70           93             n/a

在分布器之前的温度，°F(℃)            400(205)     352(178)       4

分布器水流量，klb/小时(t/h)            12(5)        43(20)         14

第一稀释蒸汽流量，klb/小时(t/h)        18(8)        8(4)           17

第二稀释蒸汽流量，klb/小时(t/h)        17(8)        19(9)          18

过热蒸汽降温器水流量，klb/小时(t/h)    6(3)         6(3)           26

闪蒸槽温度，°F(℃)                    847(453)     750(400)       5

闪蒸槽压力，psig(kPag)                 107(740)     101(694)       5

在闪蒸槽中气化的原料，wt％             74           93             5

排出的残余物，klb/小时(t/h)            33(15)       7(3)           22

实施例2

表2总结了对于与两种浓度的C4物质混合的残油的闪蒸模拟性能。 在给定的闪蒸温度、压力和蒸汽速率下，各与所述残油混合的C4百分 比使在所述闪蒸槽中气化的残油增加了约1/4％。因而，向原料中添加 C4会导致来自所述残油中的更多的烃被气化。

                            表2

                   C4/残油混合物闪蒸性能

                             纯残油       混合物1： 混合物2：

                                          残油+C4   残油+C4

在对流原料中残油wt％         100          94        89

在对流原料中C4wt％           0            6         11

始沸点，°F                  991          327       244

@112psig

在闪蒸中气化的残油wt％       65.0％       68.2％    70.8％

在闪蒸中气化的总wt％         65.0％       69.9％    74.0％

温度，°F                    819          819       819

在闪蒸中气化的残油wt％       70.0％       72.8％    75.1％

在闪蒸中气化的总wt％         70.0％       74.3％    77.8％

温度，°F                    835          835       835

在闪蒸中气化的残油wt％       75.0％       77.4％    79.4％

在闪蒸中气化的总wt％         75.0％       78.6％    81.7％

温度，°F                    855          855       855