控制导引到其顶部提供裂化进料的闪蒸罐的被加热进料的温度的装置和方法

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。更 特别地，本发明涉及控制导引到其顶部产物随后被裂化的闪蒸罐的被 加热进料的温度，允许使用各种进料。

发明背景

也被称为热解的蒸汽裂化长期以来用于裂化各种烃原料成烯烃， 优选轻烯烃如乙烯、丙烯和丁烯。常规的蒸汽裂化采用具有两个主要 部分：对流部分和辐射部分的热解炉。烃原料典型地以液体形式进入炉 子的对流部分(除轻或低分子量原料以外，其以蒸气形式进入)，在对 流部分中烃原料典型地通过与来自辐射部分的热烟道气间接接触和与 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被引入 辐射部分，在此发生裂化。产生的包括烯烃的产物离开热解炉，以进 行进一步的下游加工，包括骤冷。

热解包括充分加热原料以引起较大分子的热分解。然而，热解工 艺产生倾向于结合以形成被称为焦油的高分子量材料的分子。焦油是 高沸点的、粘性的、反应性的材料，其在某些条件下可使设备结垢。 通常，含有更高沸点材料的原料倾向于产生更大数量的焦油。

通过将离开热解单元的流出物的温度快速降低到焦油形成反应 被极大地减缓的温度水平，可以使在热解流出物离开蒸汽裂化炉之后 焦油地形成最小化。此冷却被称为骤冷，它可以在一个或多个步骤中 和使用一种或多种方法实现。

常规的蒸汽裂化系统对于裂化包含大比率轻质挥发性烃的高质 量原料如瓦斯油和石脑油是有效的。然而，蒸汽裂化的经济性有时有 利于裂化低成本的重质原料，例如作为非限制性例子的原油冷凝物和 常压残油，如常压管式蒸馏釜釜底产物。原油、常压残油和冷凝物(较 小程度)经常含有还被称为残油的、沸点超过约590℃(1100)的高 分子量非挥发性组分。这些原料的非挥发性组分作为焦炭在常规热解 炉的对流部分中沉积。在较轻的组分已经完全汽化的点下游的对流部 分中，仅可以容忍非常低水平的非挥发性组分。

在大多数的商业石脑油和瓦斯油裂化器中，来自裂化炉的流出物 的冷却正常使用输送线换热器，主分馏器和水骤冷塔或间接冷凝器的 系统实现。输送线换热器中产生的蒸汽可用于驱动大的蒸汽涡轮机， 它给在乙烯生产单元中别处使用的主压缩机提供动力。为了在蒸汽涡 轮机中获得高能量效率和动力产生，必须过热在输送线换热器中产生 的蒸汽。

裂化较重的进料如煤油和瓦斯油产生大量的焦油，它导致在炉子 的辐射部分中中等结焦，以及在较轻的液体裂化服务中优选的输送线 换热器中的快速结垢。

另外，在运输期间，一些石脑油和冷凝物被含有非挥发性组分的 重质原油污染。常规的热解炉不具有加工残油、原油或许多残油或原 油污染的瓦斯油或由非挥发性组分污染的石脑油和冷凝物的灵活性。

为解决结焦问题，通过引用结合在此的U.S.专利3,617,493公 开了用于原油进料的外部汽化罐的应用，和公开了使用第一闪蒸以以 蒸气形式脱除石脑油和使用第二闪蒸以脱除沸点为230-590℃ (450-1100)的蒸气。所述蒸气在热解炉中裂化成烯烃，并且来自两 个闪蒸罐的分离的液体被除去，用蒸汽汽提，和用作燃料。

通过引用结合在此的U.S.专利3,718,709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用过热蒸汽预热重质原料以 汽化约50％的重质原料，和除去残余的、分离的液体。使主要含有轻 质挥发性烃的汽化的烃经历裂化。用空气和蒸汽在热解温度以上进行 周期性的再生。

通过引用结合在此的U.S.专利5,190,634公开了通过在对流部 分中在小的临界数量氢气存在下预热原料，抑制炉子中焦炭形成的方 法。氢气在对流部分中的存在抑制了烃的聚合反应，因此抑制了焦炭 形成。

通过引用结合在此的U.S.专利5,580,443公开了一种方法，其 中将原料首先预热和然后从在热解炉的对流部分中的预热器中取出。 然后将此预热的原料与预定数量的蒸汽(稀释蒸汽)混合，和然后引入 气液分离器，以便以液体形式从分离器分离和脱除要求比例的非挥发 物。将来自气液分离器的分离的蒸气返回到热解炉，用于加热和裂化。

2002年7月3日提交的共同未决的U.S.申请序列号10/188,461， 2004年1月8日出版的专利申请出版物US 2004/0004022 A1(它通过 引用结合在此)描述了一种有利地控制的方法，以优化重质烃原料中 所含的挥发性烃的裂化并降低和避免结焦问题。它提供了一种方法， 通过保持进入闪蒸的物流的相对恒定的温度来保持离开闪蒸的蒸气与 液体的相对恒定的比例。更具体地，通过自动调节在闪蒸之前与重质 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 体可以是水。

提供一种其中可以采用很多种进料的用于裂化烃的装置和方法 将是有利的。由于已经发现控制进入闪蒸的物流的温度对于重质原料 是希望的，在更宽范围内控制这样的温度对于利用各种沸点范围的原 料将是另外有利的。有时，从气田获得并且典型地在约38至约 315℃(100-600)的范围内沸腾的冷凝物作为裂化进料在经济上有吸 引力。这样的冷凝物典型地最有效地在通常运载原油的船舶上运输。 然而，来自先前货物的原油可能用残油污染所述冷凝物。当在常规的 蒸汽裂化设备中加工时，所述冷凝物和原油污染物的非挥发性级分都 将在到达用于脱除残油的闪蒸罐之前沸腾。结果，所述非挥发性级分 在炉子的上部对流管中沉积为焦炭。由于常规的蒸汽/空气除焦方法通 常太冷而不能燃烧在上部对流管中存在的这种焦炭，必须付出极大的 支出进行管子的机械清洁。尽管可以通过清洁原油载体的货舱以除去 残油来避免此问题，此解决方案也是昂贵的。因此，希望提供用于裂 化包括含残油进料在内的进料的装置和方法，该装置和方法提供足够 的操作灵活性以防止与高闪蒸罐操作温度相关的焦炭沉积。

发明概述

在一方面，本发明涉及一种用于裂化烃类进料的装置，该装置包 括：I)对流区，该对流区含有：(a)第一管束，该第一管束包括：(i) 上部烃进料入口，(ii)任选的下部烃进料入口，(iii)用于引入水和蒸 汽的一个或多个入口，和(iv)被加热的混合物物流的出口；(b)下列 中至少之一：(i)布置在所述第一管束之下的第二管束，该第二管束包 括用于引入高压锅炉进料水的节热器入口和用于抽出具有更大热含量 的锅炉进料水的节热器出口；和(ii)布置在所述第一管束之下的第三 管束，该第三管束包括用于将在所述第三管束的一段中被加热的高压 蒸汽的入口，用于混合脱过热器水与该高压蒸汽以冷却高压蒸汽的入 口，再加热该高压蒸汽的区段，和用于抽出过热的高压蒸汽的出口； 和(c)进一步包括：(i)用于接收来自所述第一管束的所述被加热的混 合物物流的旁路管线，和(ii)布置在所述第二管束和所述第三管束之 下的第四管束，该第四管束包括连接到所述旁路管线的入口和用于将 流出物导向汽/液分离器的出口；和(d)布置在该第四管束之下的第五 管束，该第五管束具有用于接收来自所述汽/液分离器的顶部产物的入 口和出口；和II)在所述对流区以下的辐射区，该辐射区包括多个产 生烟道气的燃烧器，该烟道气向上通过辐射区和对流管束，该辐射区 接收来自所述第五管束的流出物，并进一步包括用于除去裂化的流出 物的出口。

在另一方面，本发明涉及一种裂化烃类进料的方法，该方法包括： (a)在炉子的对流区的第一管束中预热进料，该进料通过(i)上部烃进 料入口和(ii)下部烃进料入口中的至少之一引入该第一管束；(b)混 合烃原料与通过用于引入水和蒸汽的一个或多个入口加入第一管束的 水和蒸汽，并通过该第一管束中的出口除去该被加热的混合物物流， 所述水和蒸汽以控制该被加热的混合物物流的温度的各自量加入；(c) 通过如下方式中的至少一种进一步控制该被加热的混合物物流的温度： (i)通过经节热器入口引入高压锅炉进料水和经节热器出口抽出具有 更大热含量的锅炉进料水，来调节布置在第一管束以下的所述对流区 的第二管束的温度；和(ii)通过经高压蒸汽入口引入高压蒸汽，加热 该高压蒸汽，混合脱过热器水与该高压蒸汽以冷却该高压蒸汽，再加 热该高压蒸汽，和经出口从该第三管束抽出过热的高压蒸汽，来调节 布置在第一管束以下的所述对流区的第三管束的温度；(d)通过基本 上在所述对流区外部的、用于从所述第一管束接收所述被加热的混合 物物流的旁路管线，将所述被加热的混合物物流导向布置在第二管束 和第三管束以下的第四管束，该第四管束包括连接到该旁路管线的入 口和用于将部分液态的流出物导向汽/液分离器的出口；(e)在所述对 流区外部的汽/液分离器中闪蒸来自所述第四管束流出物的流出物，以 提供底部液相和顶部蒸气相；(f)将该顶部蒸气相导向布置在第四管 束以下的所述对流区的第五管束，以进一步加热该顶部蒸气相，该第 五管束具有用于从所述汽/液分离器接收顶部产物的入口和出口；(g) 在所述对流区以下的辐射区中裂化所述被进一步加热的顶部蒸气相， 以提供裂化的流出物，所述辐射区包括多个产生烟道气的燃烧器，所 述烟道气向上通过辐射区和对流管束；和(h)从辐射区取出裂化的流 出物。

附图简要说明

图1图示说明了按照本发明的整个方法和装置的一个示意性流 程图，其中通过单一进料入口引入各种进料。

图2图示说明了按照本发明的整个方法和装置的一个示意性流 程图，其中各种进料被通过多个进料专一的入口引入，具有任选的用 于在闪蒸之前要求较少加热的冷凝物进料的加热器旁路。

发明详述

除非另外说明，所有的百分数、份数、比例等都是按重量计。通 常，提到一种化合物或组分包括该化合物或组分本身，以及与其它化 合物或组分组合的该化合物或组分，如化合物的混合物。

此外，当量、浓度或其它数值或参数以一系列优选的上限值和优 选的下限值给出时，这应被理解为具体公开了由一个优选的上限值和 一个优选的下限值组成的任何数值对所形成的所有范围，而不管是否 分别公开了这些范围。

在这里使用时，残油(resids)是非挥发性组分，例如通过ASTM D-6352-98或D-2887测量的标称沸点大于约590℃(1100)的烃进料 馏分。本发明采用标称沸点大于760℃(1400)的非挥发物工作非常 好。烃进料的沸点分布通过气相谱蒸馏(GCD)由ASTM D-6352-98或 D-2887测量，对于沸点大于700℃(1292)的材料通过外推法延伸。 非挥发物包括焦炭前体，它们是大的可冷凝的分子，其在蒸气中冷凝 和然后在本发明方法中遇到的操作条件下形成焦炭。

作为非限制性的例子，这样的原料可以包括一种或多种如下物 质：蒸汽裂化瓦斯油和残油、瓦斯油、加热油、喷气式发动机燃料、 柴油、煤油、汽油、炼焦器石脑油、蒸汽裂化石脑油、催化裂化石脑 油、加氢裂化产物、重整油、萃余液重整油、费托液体、费托气体、 天然汽油、馏出液、直馏石脑油、常压管式蒸馏釜釜底物料、包括底 部产物在内的减压管式蒸馏釜物流、宽沸腾范围的石脑油到瓦斯油冷 凝物、来自炼油厂的重质非直馏烃物流、真空瓦斯油、重瓦斯油、由 原油污染的石脑油、常压残油、重质残油、烃气体/残油混合物、氢/ 残油混合物、C4馏分/残油混合物、石脑油/残油混合物、瓦斯油/残油 混合物和原油；特别地，原油、常压残油、被污染的冷凝物，和被污染 的石脑油。

本发明涉及用于裂化烃类进料的装置或方法，其中导引到其顶部 产物随后被裂化的汽/液分离器如闪蒸罐的、被加热的流出物的温度可 以被控制在足以使被加热的流出物部分是液体的范围内，如约260-约 540℃(500-1000)。这允许加工具有不同挥发性的各种进料，例如 常压残油(在较高温度下)和脏的冷凝物，例如原油或燃料油污染的冷 凝物(在较低温度下)。例如，非常轻质的原油如Tapis含有中等数量 的残油，可能仍需要在较低的入口进入对流部分，这是由于如同冷凝 物一样，它含有许多低分子量的轻烃。这些轻组分与蒸汽/汽化水结合 以在低温下全部蒸发，而非挥发性重组分不蒸发。只要存在一些非挥 发性残油，此温度不随残油浓度变化较多。如需要，所述温度可以通 过以下方法降低：(i)提供一个或多个进入到对流部分的另外的下游进 料入口，(ii)增加加入到烃类进料中的水/蒸汽混合物的比例，(iii) 使用高压锅炉进料水节热器以除去热量；(iv)过热高压蒸汽以除去热 量，(v)绕过所使用的对流部分的中间部分，例如管束的预热排，如上 所述，和/或(vi)降低提供对流热量的烟道气的过量氧含量。在对流部 分以下的辐射区包括产生烟道气的燃烧器，烟道气向上通过所述管束。 典型地，使用足以提供辐射区中均匀的烟道气热释放的多个燃烧器， 例如10个，20个或甚至50个或更多个燃烧器。

在本发明的一个实施方案中，辐射区包括用于调节烟道气的过量 氧含量的装置，它提供了对对流部分的温度控制。将离开炉子辐射部 分的烟道气的样品冷却和分析氧。可以通过调节在燃烧器的空气导管 的节气门，调节位于烟囱引气风扇以下或以上的节气门/放气孔，和调 节引气风扇的速度，根据分析的氧含量控制烟道气氧。由于烟道气分 析需要相对长的时间，炉子抽力，即在辐射部分顶部和外部空气之间 的压差(其是一种快速响应参数)被有利地用于控制节气门、放气孔 和风扇速度调节。

本发明的一个实施方案包括旁路通过至少一部分第四管束并且 其流出物被引导到汽/液分离器的管线。

本发明的一个实施方案包括用于接收来自辐射区的裂化流出物 的第一输送线换热器，该输送线换热器具有用于除去骤冷的流出物的 出口。第二输送线换热器可以布置在第一输送线换热器下游，以提供 另外的流出物骤冷。回收装置(recovery train)布置在输送线换热 器下游。

在一个实施方案中，用于引入水和蒸汽的所述一个或多个入口与 用于混合水、蒸汽和原料的喷洒器相关。

在一个实施方案中，上部入口用于引入选自下组的进料：原油， 常压残油，和含有按重量计至少约2ppm[ppm(w)]残油的冷凝物。

在一个实施方案中，进到上部入口的进料选自原油和常压残油。

在一个实施方案中，下部入口被用于引入含有至少约2ppm(w)残 油的进料。典型地，这样的进料是含有至少约350ppm(w)残油的冷凝 物。在采用这样的进料的情况下，它们在引入汽/液分离器之前的温度 可以根据需要通过调节烟道气的过量氧含量提供为较低的温度。过量 氧含量可以被调节到至少约4％，特别对于较少挥发性的重质进料。对 于更具挥发性的较轻进料，过量氧含量优选调节到不大于约3％，如调 节到不大于约1.5％。

在一个实施方案中，本发明的方法进一步包括旁路通过至少一部 分第四管束，并且将从第四管束的中间部分取出的流出物引导到汽/ 液分离器。

在其中第二输送线换热器进一步骤冷来自第一输送线换热器的 骤冷的裂化流出物的一个实施方案中，在回收装置中回收来自所述进 一步骤冷的裂化流出物的烯烃。

在所述方法的一个实施方案中，含残油的烃类进料选自轻质原油 和由残油污染的冷凝物，被引导到汽/液分离器的来自第四管束的流出 物被保持在小于约315℃(600)的温度。典型地，第四管束流出物的 温度小于约290℃(550)。

在本发明方法的一个实施方案中，含残油的烃类进料选自原油和 常压残油(例如常压管式蒸馏釜底部产物)，被引导到汽/液分离器的来 自第四管束的流出物被保持在至少约400℃(750)的温度，例如至少 约460℃(860)，如从约400至约540℃(750-1000)的温度。

在所述方法的一个实施方案中，通过上部烃进料入口将进料引入 第一管束。

在一个实施方案中，通过下部烃进料入口将进料引入第一管束。 典型地，所述进料含有至少约2ppm(w)残油。

在所述方法的另一个实施方案中，通过(i)上部烃进料入口和(ii) 下部烃进料入口两者将进料引入第一管束。所述进料可以选自原油和 常压残油。

在所述方法的一个实施方案中，通过上部烃进料入口将含有小于 约50wt.％残油的进料引入第一管束。所述进料可以选自原油，常压 残油，和重质或污染的冷凝物。

图1描绘了一种用于裂化烃类进料的装置，该烃类进料选自完全 不同的来源，包括原油、常压残油和冷凝物，其中所有的进料通过相 同的入口进入。该装置包括炉子102，炉子102包括辐射部分104和 对流部分106，对流部分106包括含有第一管束108的对流区，第一 管束108包括上部烃进料入口110，用于引入水的入口112，和用于 引入蒸汽的入口114，例如通过双喷洒器，水和蒸汽各自的数量在有 限程度上控制装置中的温度。通过以水交换蒸汽，最多达约9MW的热 量被吸收，降低闪蒸罐142中的温度约55-约110℃(100-200)。出 口116被提供给来自第一管束108的被加热的混合物物流，并向工艺 跳过管线或旁路管线118进料，该管线118绕过第二管束120和第三 管束122，通过第四管束入口126到布置在第二和第三管束以下的第 四管束124，并且被加热的物流通过第四管束出口128。分开的第二管 束120是节热器，其节热器入口130由用于引入在约110℃(230)的 温度下加入的高压锅炉进料水的阀门132控制，所述高压锅炉进料水 在炉子102中被进一步加热至最高约310℃(590)的温度，并被作为 具有更大热含量的锅炉进料水经节热器出口134取出和引导到蒸汽鼓 /锅炉。当裂化原油和常压残油进料(具有相对低的挥发性)时，较少或 没有高压锅炉进料水流过所述节热器。这使所述节热器以上的烟道气 温度最大化。当裂化高挥发性进料如脏的冷凝物和脏的石脑油时，更 多的高压锅炉进料水流过所述节热器，在所述节热器以上产生更冷的 烟道气和相对冷的冷凝物。所述节热器可以吸收大约另外9MW。所述 节热器允许能量有效的炉子操作而不管哪种进料被裂化。例如，由于 一些液体必须在进入分离器罐的混合物中存在，它的温度对于脏冷凝 物比对于原油或常压残油低。更低的温度提供更低的跨接线温度，并 且每单位冷凝物与原油或常压残油相比要求更大的辐射热或炉子燃烧 (firing)。在恒定的最大燃烧下，与重质进料相比，进料到辐射区 的冷凝物进料速率小约10-约20％，导致进入对流区的过量热量。但在 节热器中高压锅炉进料水的更大流量吸收了进入对流部分的额外热 量，它又在蒸汽鼓中转化成另外的有价值的高压蒸汽。因此，与常规 炉子相比，在冷凝物操作期间，较少的进料被裂化，但产生更多的高 压蒸汽。分开的第三管束122布置在第一管束以下，并包括高压蒸汽 入口136，用于混合脱过热器水与所述高压蒸汽和再加热所述高压蒸 汽的入口138，和用于抽出过热高压蒸汽的出口140。典型地在 10，500kPa和315℃(1500psig和600)的饱和蒸汽被从在炉子顶部的 蒸汽鼓加入对流管束，它加热所述蒸汽到约482℃(900)。然后，就 在对流部分外部，将高压锅炉进料水通过被称为脱过热器的组合控制 阀雾化器组合体加入高压蒸汽中。蒸汽被骤冷到约315℃(600)，并 随后被再加热到约510℃(950)。此510℃(950)出口温度由通过脱 过热器加入的高压水的量控制。与控制出口温度的其它方式相比，通 过脱过热器的中间蒸汽骤冷允许使用较便宜的对流管合金和产生更多 的高压蒸汽。

由于重要的是到液体/蒸气分离装置或闪蒸罐142的进料必须至 少部分是液体，从第四管束出口128离开的被加热的混合物物流的温 度有利地被保持在一定温度下以达到此效果，例如，对于冷凝物小于 约290℃(550)。在290℃，残油(即剩余的原油污染物部分)和少 部分冷凝物构成液相。对于进料如原油和常压残油，这时较少或没有 热量通过节热器或通过蒸发的喷洒器水脱除，进入闪蒸罐的进料的温 度可以为至少约400℃(750)，优选至少约425℃(800)。在此温度 下，大部分但不是所有的原油或常压残油呈气相。

将来自第四管束出口128的被加热的混合物物流通过闪蒸罐入 口144导入到闪蒸罐(或分离鼓)14 闪蒸罐入口144可以基本上与 罐壁呈切向，以产生漩涡。液体烃残油通过底部出口146脱除，气态 顶部产物如清洁蒸汽/烃蒸气通过顶部出口148脱除。气态顶部产物然 后通过入口152通到布置在第四管束以下的用于进一步加热的第五管 束150，并被通过出口154取出，经过跨接管线156和岐管158进入 辐射区104，辐射104包括产生烟道气的燃烧器160，烟道气向上通 过辐射区和对流管束。

烟道气中过量氧的数量可以被控制，这也提供了附加的措施以加 宽用于所述方法的温度范围。当裂化低挥发性的进料时，可以采用烟 道气中相对高的过量氧，如约4-约6％的条件来操作炉子。但当裂化高 挥发性的进料时，过量氧可以降低到约4％以下，如2％或甚至更低。这 减少了进入对流部分的热量约3Mw-约9MW。

来自第五管束出口的流出物被在辐射区中裂化，并且裂化的流出 物被通过出口162脱除。所述裂化的流出物可以从出口162通到一个 或多个输送线换热器164，并因此通过管线166通到回收装置。某些 进料如冷凝物的裂化可以导致低的闪蒸罐和跨接线温度，这往往要求 由在其中发生裂化的辐射区加入更多热量，例如，冷凝物典型地要求 约85℃(150)的另外的加热，并因此引起更高的管金属温度和辐射 区中的过度结焦。这些状况可以通过如下方式改善：增加在辐射区中 使用的盘管(或管子)的长度，例如增加约2-约20％，如约10％，例如 将辐射盘管从约12m延长到约13m(从40英尺延长到44英尺)，这导 致对于原油或常压残油裂化的略微更低的选择性，但对于所有进料更 长的运行长度。

图2描绘了一种用于裂化烃类进料的装置，所述烃类进料选自完 全不同的来源，包括原油、常压残油和冷凝物。要求更多加热的进料 如原油和常压残油通过上部入口进入，而要求较少加热的进料如脏冷 凝物、石脑油和煤油在下游在下部入口中加入并曝露于较少的对流传 热面积。

所述装置包括炉子202，炉子202包括辐射部分204和对流部分 206，对流部分206包括含有第一管束208的对流区，第一管束208 包括用于引入进料如原油和常压残油的上部烃进料入口210，用于引 入进料如脏冷凝物的下部烃进料入口211，和用于引入稀释水的入口 212，以及用于引入稀释蒸汽的入口214，稀释水和蒸汽的各自的数量 在一定程度上控制装置中的温度。出口216被提供给来自第一管束208 的被加热的混合物物流，并向工艺跳过管线或旁路管线218进料，该 管线218绕过第二管束220和第三管束222，通过第四管束入口226 到布置在第二和第三管束以下的第四管束224，并且被加热的物流通 过第四管束出口228。

分开的第二管束220是节热器，其节热器入口230由用于引入在 约110℃(230)的温度下加入的高压锅炉进料水的阀门232控制，所 述高压锅炉进料水在第二管束220中被进一步加热至最高约 310℃(590)的温度，并被作为具有更大热含量的高压锅炉进料水经 节热器出口234取出用于进一步处理，例如通过蒸汽鼓/锅炉。

分开的第三管束222布置在第一管束以下，并包括高压蒸汽入口 236，用于混合脱过热器水与所述高压蒸汽和再加热所述高压蒸汽的入 口238，和用于抽出过热高压蒸汽的出口240。

由于重要的是到液体/蒸气分离装置或闪蒸罐242的进料必须至 少部分是液体，从第四管束出口228离开的被加热的混合物物流的温 度通常被保持在一定温度下以达到此效果。将来自第四管束出口228 的被加热的混合物物流通过闪蒸罐入口244导入到闪蒸罐(或分离罐) 242。降低被导入到所述闪蒸罐的被加热的混合物物流的温度的一种方 式是提供旁路管线243，绕过一部分第四管束出口228到闪蒸罐入口 244。旁路管线243由阀门245控制，并特别适合在更低温度下引入 的进料如脏冷凝物。烃残油通过底部出口246脱除，气态顶部产物通 过顶部出口248脱除。气态顶部产物然后通过入口252通到布置在第 四管束以下的用于进一步加热的第五管束250，并通过出口254取出， 经过跨接管线256和岐管258进入到辐射区204，辐射区204包括产 生烟道气的燃烧器260，烟道气向上通过辐射区和对流管束。可以控 制烟道气中过量氧的数量。来自第五管束出口的流出物在辐射区中裂 化，裂化流出物通过出口262脱除。裂化流出物可以从出口262通到 一个或多个输送线换热器264，并因此通过管线266通到回收装置。

尽管已经参考特定的实施方案描述和举例说明了本发明，本领 域技术人员将明白，本发明自身导致不必在此说明的变化。为此原因， 那么，应当仅参考所附权利要求书来确定本发明的真正范围。