用于分馏热解流出物的方法和系统

用于分馏热解流出物的方法和系统

领域

本文公开的实施方案总体涉及用于将热解流出物例如蒸汽裂解器流出物分离成多种产物的方法和系统。更具体地，这样的方法和系统涉及从热解流出物回收热和/或增加数量的一种或多种产物例如乙烯。

背景

热解方法例如蒸汽裂解将饱和烃转化为更高价值的产物例如轻质烯烃如乙烯和丙烯。然而，除了这些更高价值产物，热解烃还产生石脑油、瓦斯油、急冷油和大量的相对低价值的重质产物例如热解焦油。当改造或新建工厂以生产增加量的更高价值的产物例如乙烯时，初级分馏塔会是限制因素。更具体地，随着更高价值的产物的量提高，需要通过初级分馏塔加工的热解流出物的体积也提高。

随着热解流出物的体积提高，初级分馏塔的尺寸通常需要增加以容纳额外的热解流出物。然而，单单由于与建造这样的大分馏塔有关的结构限制，提高初级分馏塔的直径例如至>16.8m(约55英尺)可能是不可行的。此外，建造第二初级分馏塔来容纳增加量的热解流出物不仅成本高，而且由于精炼厂中通常可用的有限的面积可能是不可行的。此外，增加量的热解流出物意味着需要从热解流出物和/或由其分离的产物回收更多的热。通过冷却热解流出物和/或从初级分馏塔回收的产物来回收热常是效率低的。

因此，需要能够在使用单个具有直径≤16.8米的初级分馏塔的同时生产增加量的更高价值的产物例如≥1,200KTA的乙烯的改进的热解方法和系统。还需要能够在由热解流出物分离产物的过程中从热解流出物更有效地回收热的改进的热解方法和系统。

概述

提供用于分馏热解流出物的方法和系统。在一些实例中，分馏蒸汽裂解器流出物的方法包括使蒸汽裂解器流出物与急冷油接触以产生冷却的蒸汽裂解器流出物。可从冷却的蒸汽裂解器流出物中分离焦油产物和轻质产物。可将热从轻质产物间接传递至第一热交换级中的第一传热介质从而产生冷却的轻质产物和第一加热的传热介质。可将冷却的轻质产物引入初级分馏塔。可从初级分馏塔分离蒸汽裂解器急冷油、蒸汽裂解器瓦斯油和塔顶产物。塔顶产物可包括蒸汽裂解器石脑油和包含乙烯的工艺气体。可从塔顶产物中分离蒸汽裂解器石脑油和工艺气体。可将热从蒸汽裂解器急冷油间接传递至第二热交换级中的第二传热介质从而产生第一冷却的蒸汽裂解器急冷油和第二加热的传热介质。可将热从至少一部分的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油间接传递至第三热交换级中的第三传热介质从而产生第二冷却的蒸汽裂解器急冷油和第三加热的传热介质。可将至少一部分的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油引入初级分馏塔作为急冷介质。等于在第一热交换级、第二热交换级和第三热交换级中产生的热负荷之和的总热负荷可以等于QT1焦耳/秒。等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热负荷可以为≥0.5QT1焦耳/秒。在第三热交换级中产生的热负荷可以为<0.5QT1焦耳/秒。

在其它实例中，分馏蒸汽裂解器流出物的方法可包括使蒸汽裂解器流出物与急冷流体接触以产生冷却的蒸汽裂解器流出物。可从冷却的蒸汽裂解器流出物中分离焦油产物和轻质产物。可将热从轻质产物间接传递至水、蒸汽或水和蒸汽的混合物从而产生冷却的轻质产物和第一中压蒸汽。第一中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力。可将冷却的轻质产物引入具有最大内径为≤16.8米的初级分馏塔。可从初级分馏塔分离蒸汽裂解器急冷油、蒸汽裂解器瓦斯油和塔顶产物。塔顶产物可包括蒸汽裂解器石脑油和包含乙烯的工艺气体。可从塔顶产物中分离蒸汽裂解器石脑油和工艺气体。可将乙烯以≥136吨/小时的量从塔顶产物分离。可通过与水、蒸汽或水和蒸汽的混合物间接热交换从而冷却蒸汽裂解器急冷油以产生第一冷却的蒸汽裂解器急冷油和第二中压蒸汽。第二中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力。可通过与水、蒸汽或水和蒸汽的混合物间接热交换从而冷却至少一部分的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油以产生第二冷却的蒸汽裂解器急冷油和低压蒸汽。低压蒸汽可处于<827kPag的压力。可将至少一部分的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油引入初级分馏塔(作为)急冷介质。

在一些实例中，用于分馏蒸汽裂解器流出物的系统可包括蒸汽裂解器，所述蒸汽裂解器可包括蒸汽裂解器流出物出口；急冷级，所述急冷级可包括与蒸汽裂解器流出物出口流体连通的急冷级入口、急冷油入口和急冷级出口；焦油分离鼓，所述焦油分离鼓可包括与急冷级出口流体连通的入口、焦油产物出口和轻质产物出口；第一热交换级，所述第一热交换级可包括与轻质产物出口流体连通的第一热交换级入口和第一热交换级出口，该第一热交换级可配置为产生压力为约827kPag至约1,720kPag的中压蒸汽；初级分馏塔；和底部物泵循环回路。初级分馏塔可包括与第一热交换级出口流体连通的分馏塔入口、底部物出口、底部泵循环入口、位于底部泵循环入口上方的顶部泵循环出口、位于顶部泵循环出口上方的顶部泵循环入口、位于顶部泵循环入口上方的回流入口、和位于回流入口上方的塔顶出口。底部泵循环回路可流体连接底部物出口与底部泵循环入口。底部泵循环回路可包括第二热交换级和第三热交换级。第二热交换级可配置为产生压力为约827kPag至约1,720kPag的中压蒸汽。第三热交换级可配置为产生压力为<827kPag的低压蒸汽。第一热交换级、第二热交换级和第三热交换级可配置为产生等于QT1焦耳/秒的总热负荷。第一热交换级和第二热交换级可配置为产生≥0.5QT1焦耳/秒的热负荷。第三热交换级可配置为产生<0.5QT1焦耳/秒的热负荷。

在其它实例中，分馏蒸汽裂解器流出物的方法可包括使蒸汽裂解器流出物与急冷流体接触以产生冷却的蒸汽裂解器流出物。当与急冷流体最初接触时蒸汽裂解器流出物可处于≥400℃的温度。可从冷却的蒸汽裂解器流出物中分离焦油产物和轻质产物。轻质产物可基本上处于气相并处于≥155℃至≤315℃的温度。可通过与水、蒸汽或水和蒸汽的混合物间接热交换从而冷却轻质产物以产生冷却的轻质产物和第一中压蒸汽。冷却的轻质产物可处于≥150℃至≤300℃的温度。第一中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力。冷却的轻质产物可处于气相和液相。可将冷却的轻质产物引入初级分馏塔的闪蒸区域段。当引入初级分馏塔时冷却的轻质产物可在≥150℃至≤280℃的温度下。初级分馏塔可包括位于朝向初级分馏塔底部的闪蒸区域段、位于闪蒸区域上方的底部泵循环段、位于底部泵循环段上方的中部分馏段、位于中部分馏段上方的顶部泵循环段、和位于顶部泵循环段上方的顶部分馏段。一个或多个第一塔盘可布置在底部泵循环段内，一个或多个第二塔盘可布置在中部分馏段内，一个或多个第三塔盘可布置在顶部泵循环段内，和一个或多个第四塔盘可布置在顶部分馏段中。可从闪蒸区域段分离蒸汽裂解器急冷油。可从中部分馏段分离蒸汽裂解器瓦斯油。可从顶部分馏段分离可包括蒸汽裂解器石脑油和工艺气体(其可包括乙烯)的塔顶产物。可从塔顶产物分离蒸汽裂解器石脑油和工艺气体。蒸汽裂解器石脑油可具有≤260℃的常压终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。可通过与水、蒸汽或水和蒸汽的混合物间接热交换从而冷却蒸汽裂解器急冷油以产生第一冷却的蒸汽裂解器急冷油和第二中压蒸汽。第二中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力。可通过与水、蒸汽或水和蒸汽的混合物间接热交换从而冷却至少一部分的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油以产生第二冷却的蒸汽裂解器急冷油和低压蒸汽。低压蒸汽可处于<827kPag的压力。可将一部分的蒸汽裂解器石脑油引入顶部分馏段。可将蒸汽裂解器石脑油相对蒸汽裂解器流出物中烃的重量以约0.2:1至约0.45:1的重量比引入顶部分馏段。

附图简要描述

为了可详细地理解本发明的上述特征的方式，可以通过参考实施方案获得上面简要概述的发明的更具体的描述，其中一些实施方案在附图中示出。然而，应注意，附图仅说明本发明的典型实施方案并因此不认为是对范围的限制，因为本发明可以承认其它同等有效的实施方案。

图1描述根据所述一种或多种实施方案用于蒸汽裂解烃进料从而产生蒸汽裂解器流出物和由其分离多种产物的说明性系统的示意图。

图2描述根据所述一种或多种实施方案，图1中显示的初级分馏塔的正视横截面图。

详述

应理解以下公开内容描述用于实现本发明的不同特征、结构和/或功能的几种示例性实施方案。以下描述部件、布置和配置的示例性实施方案来简化本公开内容；然而，提供这些示例性实施方案仅作为实例并不意图限制本发明的范围。另外，本公开内容可以在各种示例性实施方案中和在本文提供的附图中重复附图标记和/或字母。这种重复是出于简单和清楚的目的并且本身没有规定附图中讨论的各种示例性实施方案和/或配置之间的关系。此外，以下给出的示例性实施方案可以任何方式的组合来组合，即在没有脱离本公开内容的范围的情况下，来自一种示例性实施方案的任何要素可使用在任何其它示例性实施方案中。

来自热解工艺的流出物在升高的温度下离开热解反应器例如蒸汽裂解器。流出物在例如通过分馏将流出物分离成各种产物前需要冷却。在这个冷却和分离过程中从流出物回收热可减小或最小化与整个热解工艺相关的能量成本。已经发现与初级分馏塔流体连通的一个或多个第一热交换级和泵循环回路(该泵循环回路包括一个或多个第二热交换级和一个或多个第三热交换级)的组合可明显改进热解工艺的能量效率。

第一热交换级可冷却热解流出物例如蒸汽裂解器流出物或由其分离的产物，从而产生冷却的热解流出物。第二热交换级和第三热交换级可冷却从冷却的热解流出物分离的产物例如蒸汽裂解器急冷油或其一部分。在一些实例中，第一热交换级可将热解流出物冷却至≤300℃，例如160℃至250℃的温度。第二热交换级和第三热交换级可冷却从冷却的热解流出物分离的产物或其一部分至≤200℃，例如约155℃至约180℃的温度。第一热交换级和第二热交换级可产生中压蒸汽和第三热交换级可产生低压蒸汽。中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力和低压蒸汽可处于<827kPag的压力。

等于在第一热交换级、第二热交换级和第三热交换级中产生的热负荷之和的总热负荷可等于QT1，其中QT1以焦耳/秒为单位。在一些实例中，等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热负荷可≥0.5QT1和在第三热交换级中产生的热负荷可<0.5QT1。在其它实例中，等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热负荷可≥0.5QT1、≥0.51QT1、≥0.52QT1、≥0.53QT1、≥0.54QT1、≥0.55QT1、≥0.56QT1、≥0.57QT1、≥0.58QT1、≥0.59QT1、≥0.6QT1、≥0.62QT1、≥0.65QT1、≥0.67QT1或≥0.7QT1且≤0.95QT1、≤0.92QT1、≤0.9QT1、≤0.88QT1或≤0.85QT1。在其它实例中，等于第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷可为约0.5QT1、约0.55QT1、约0.6QT1、约0.65QT1或约0.7QT1至约0.8QT1、约0.85QT1、约0.9QT1或约0.95QT1。

在一些实例中，热解系统可包括第一热交换级、与初级分馏塔流体连通的第一或底部泵循环回路、和与初级分馏塔流体连通的第二或顶部泵循环回路。底部泵循环回路可包括以上讨论的第二热交换级和第三热交换级。顶部泵循环回路可包括一个或多个第四热交换级。第四热交换级可冷却从热解流出物分离的产物或其一部分例如蒸汽裂解器瓦斯油。在一些实例中，第四热交换级可将从热解流出物分离的产物冷却至≤170℃，例如130℃至150℃的温度。第一热交换级和第二热交换级可产生中压蒸汽和第三热交换级和第四热交换级可产生低压蒸汽或可配置成作为工艺加热器操作。中压蒸汽可处于约827kPag至约1,720kPag的压力和低压蒸汽可处于<827kPag的压力。

等于在第一热交换级、第二热交换级、第三热交换级和第四热交换级中产生的热负荷之和的总热负荷可等于QT2，其中QT2以焦耳/秒为单位。在一些实例中，在第四热交换级中产生的热负荷可为约0.01QT2、约0.03QT2、约0.05QT2、约0.07QT2或约0.09QT2至约0.13QT2、约0.15QT2、约0.17QT2、约0.2QT2、约0.23QT2或约0.25QT2。在一些实例中，等于在第三热交换级和第四热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷可≤0.6QT2、≤0.55QT2、≤0.5QT2、≤0.45QT2、≤0.43QT2、或≤0.4QT2。在一些实例中，等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷可≥0.4QT2、≥0.43QT2、≥0.45QT2、≥0.5QT2、≥0.55QT2、≥0.57QT2、或≥0.6QT2。

等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷可比等于在第三热交换级和第四热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷更大。在一些实例中，等于在第一热交换级和第二热交换级中产生的热负荷之和的热交换负荷可≥0.5QT2、≥0.53QT2、≥0.55QT2、≥0.57QT2、≥0.6QT2、≥0.63QT2、≥0.65QT2、≥0.67QT2、或≥0.7QT2。在一些具体实例中，在第一热交换级中产生的热负荷可≥0.5QT2，在第二热交换级中产生的热负荷可≤0.15QT2，在第三热交换级中产生的热负荷可≥0.15QT2且≤0.3QT2，和在第四热交换级中产生的热负荷可≥0.05QT2且≤0.15QT2。在其它具体实施方案中，在第一热交换级中产生的热负荷可≥0.55QT2，在第二热交换级中产生的热负荷可≥0.05QT2且≤0.1QT2，在第三热交换级中产生的热负荷可≥0.15QT2且≤0.3QT2，和在第四热交换级中产生的热负荷可≥0.05QT2且≤0.15QT2。

还公开了使用一个或多个第一热交换级和与之组合的在底部泵循环回路中的第二热交换级和第三热交换级，可允许烯烃生产率的大幅提高，例如≥136吨/小时的乙烯，同时维持初级分馏塔的最大内径在可接受的设计参数内例如≤16.8m。在一些实例中，可从方法回收≥136、≥142、≥150、≥176或≥194吨/小时的乙烯，并且初级分馏塔的最大内径可≤16.8m、≤16.5m、≤16.1m、≤15.5m或≤15.2m。应理解，在一些实例中烯烃生产率可≥136吨/小时的乙烯，但在其它实例中烯烃生产率可较小。在一些实例中，烯烃例如乙烯的生产率可为≥1、≥10、≥50、≥57、≥75、≥100、≥125、136、≥142、≥150、≥176或≥194吨/小时的乙烯。

在一些实例中，一个或多个具有一个或多个液体通道的塔盘可布置在初级分馏塔的底部泵循环段内。还发现了对于在该方法中回收的给定量的烯烃产物例如乙烯而言，提高布置在初级分馏塔的底部泵循环段内的塔盘(一个或多个)中的液体通道数可允许初级分馏塔的内径进一步减小。在一些实例中，塔盘可包括一个液体通道、两个液体通道、三个液体通道、四个液体通道、五个液体通道或更多。在一些实例中，所有的工艺变量保持相同，除了塔盘中液体通道数从2提高至4，初级分馏塔的最大内径可降低≥1％、≥2％、≥3％、≥4％、≥5％、≥6％、≥7％或更大。在其它实例中，所有的工艺变量保持相同，除了塔盘中液体通道数从4提高至6，初级分馏塔的最大内径可降低≥0.5％、≥1％、≥1.5％、≥2％、≥2.5％、≥3％、≥3.5％或≥4％。在再其它实例中，所有的工艺变量保持相同，除了塔盘中液体通道数从6提高至8，初级分馏塔的最大内径可降低≥0.5％、≥1％、≥1.5％、≥2％、≥2.5％、≥3％、≥3.5％或≥4％。

为了简化和便于描述，还将在蒸汽裂解方法的上下文中进一步描述热解方法。图1描述根据一种或多种实施方案，用于蒸汽裂解管线101中烃进料从而产生经由管线112的蒸汽裂解器流出物和由其分离多种产物的说明性系统100的示意图。管线101中的烃进料可与管线102中的水、蒸汽或它们的混合物混合、共混、合并或以其它方式接触从而产生管线103中的混合物。管线103中的混合物可在蒸汽裂解器105的对流段107内加热以产生管线108中加热的混合物。管线108中加热的混合物可加热并经受在蒸汽裂解器105的辐射段109内蒸汽裂解条件以产生经由管线112的蒸汽裂解器流出物。

说明性的蒸汽裂解条件可包括但不限于以下一种或多种：暴露管线108中烃进料和蒸汽的加热的混合物或由其分离的气相产物至≥400℃的温度(如在蒸汽裂解设备的辐射出口处测量)，例如约700℃、约800℃、或约900℃至约950℃的温度，约0.1巴至约5巴(绝对值)的压力和/或约0.01秒至约5秒的蒸汽裂解停留时间。在一些实例中，可根据美国专利号6,419,885、7,993,435、9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的方法蒸汽裂解管线108中加热的混合物或由其分离的气相产物。

在一些实例中，管线112中蒸汽裂解器流出物可处于≥300℃、≥400℃、≥500℃、≥600℃、或≥700℃、或≥800℃的温度。在某些方面，当与管线113中的急冷流体最初接触时，管线112中蒸汽裂解器流出物的温度可为约425℃至850℃，例如约450℃至约800℃。在一些实例中，可根据美国专利号6,419,885、7,993,435、9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的方法和系统蒸汽裂解管线103中的混合物。

在一些实例中，经由管线113的急冷流体可与管线112中的蒸汽裂解器流出物混合、共混、合并或以其它方式接触从而产生经由管线115的冷却的蒸汽裂解器流出物。与管线112中的蒸汽裂解器流出物接触的急冷流体的量可在不同的设施之间大幅变化，但是急冷流体与蒸汽裂解器流出物重量比通常在约0.1:1至约10:1，例如约0.5:1至约5:1，例如约1:1至约4:1的范围内。一旦与急冷流体接触，管线115中冷却的蒸汽裂解器流出物可处于≥150℃，例如约155℃至约350℃的温度。可例如从以下因素确定在特定实例中期望的急冷流体与蒸汽裂解器流出物重量比，所述因素例如待冷却的蒸汽裂解器流出物的量、急冷位置处蒸汽裂解器流出物的温度、急冷流体和蒸汽裂解器流出物的组成和热力学性质(例如焓、CP等)、初级分馏塔入口处冷却的蒸汽裂解器流出物的期望温度等。例如，在某些方面，冷却的蒸汽裂解器流出物可包括量为约5重量％至约95重量％、约25重量％至约90重量％、或约50重量％、或约80重量％的急冷流体，基于冷却的蒸汽裂解器流出物的重量。

在一些实例中，急冷流体可为或包括从以下更详细描述的初级分馏塔130中的蒸汽裂解器流出物分离的再循环蒸汽裂解器急冷油。在一些实例中，急冷流体可与美国专利号9,090,836、9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的工作流体相同或类似。在一些实例中，作为使蒸汽裂解器流出物与急冷流体接触的补充或代替，热可在一个或多个热交换级例如传递管线换热器从蒸汽裂解器流出物间接交换至水、蒸汽或水和蒸汽的混合物，从而产生经由管线115的冷却的蒸汽裂解器流出物。

可将管线112中的蒸汽裂解器流出物或经由管线115的冷却的蒸汽裂解器流出物引入一个或多个分离级117例如焦油分离鼓，从而分离焦油产物和轻质产物，其可分别经由管线118和119导离。在一些实例中，说明性分离级可包括美国专利号8,083,931中公开的那些。管线119中的轻质产物可处于约155℃、约175℃、约200℃或约225℃至约250℃、约270℃、约290℃、约300℃或约315℃的温度。在一些实例中，管线119中的轻质产物可处于≥155℃至≤315℃，例如约250℃至≤315℃的温度。管线118中焦油产物可具有>600℃的常压终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。

可将经由管线119的轻质产物引入一个或多个第一热交换级125从而产生经由管线126的冷却的轻质产物。例如，热可在第一热交换级内从轻质产物间接传递至经由管线122引入的第一传热介质以产生经由管线126的冷却的轻质产物和经由管线127的加热的第一传热介质。在一些实例中，管线122中的第一传热介质可为水、蒸汽或水和蒸汽的混合物，并且管线127中的加热的第一传热介质可为压力为约827kPag至约1,720kPag的中压蒸汽。在一些实例中，至少一部分的管线112中的蒸汽裂解器流出物或管线115中冷却的蒸汽裂解器流出物可为蒸气或气相。如此，第一热交换级125可被称作蒸气冷却器级或简称为蒸气冷却器。说明性的第一热交换级125可包括一个或多个的在美国专利号7,465,399、7,674,366、7,749,372、7,763,162、7,981,374和8,524,070中公开的热交换级或交换器。如果第一热交换级125包括多个换热器，则换热器可以任何合适的配置例如彼此串联、并联或其组合布置。

管线126中冷却的轻质产物可处于约150℃、约165℃、约195℃或约220℃至约230℃、约250℃、约270℃、约285℃或约300℃的温度。在一些实例中，管线126中的冷却的轻质产物可处于约150℃至约300℃、约175℃至约280℃、或约200℃至约250℃的温度。在一些实例中，管线126中冷却的轻质产物可处于≤300℃例如≤280℃的温度。在一些实例中，管线119中的轻质产物可处于约155℃至约315℃的温度和管线126中冷却的轻质产物可处于约150℃至约300℃的温度。在其它实例中，管线119中的轻质产物可处于约200℃至约315℃的温度和管线126中冷却的轻质产物可处于约150℃至约265℃的温度。在再其它实例中，管线119中的轻质产物可处于约280℃至约315℃的温度和管线126中冷却的轻质产物可处于约200℃至约235℃的温度。

经由管线126的冷却的轻质产物可引入初级分馏塔130。多种产物可从冷却的轻质产物分离并从初级分馏塔130导离。可在初级分馏塔130内从管线126中的冷却的轻质产物分离并从其导离的说明性产物可包括但不限于：经由管线141的蒸汽裂解器急冷油、经由管线142的蒸汽裂解器瓦斯油和经由管线143的塔顶产物。可将经由管线143的塔顶产物与经由管线183的急冷水例如再循环的急冷水一起引入急冷塔150从而冷却塔顶产物。可经由管线151回收可包括乙烯的工艺气体，并且可从急冷塔150导离经由管线152的包括蒸汽裂解器石脑油和急冷水的混合物。应理解，虽然显示为分开的容器，但是急冷塔150可与初级分馏塔130整合。

管线141中的蒸汽裂解器急冷油可具有在约60℃的温度下约250cP、约500cP、约750cP、约900cP、约950cP或约1,000cP至约1,500cP、约2,000cP、约2,500cP或约3,000cP的粘度，如根据ASTM D2171/D2171M-18测量。在一些实例中，管线141中的蒸汽裂解器急冷油可具有在约60℃的温度下约250cP、约500cP、约750cP、约900cP或约950cP至≤3,000cP、≤2,500cP、≤2,000cP、≤1,750cP、≤1,500cP、或≤1,250cP、或≤1,000cP的粘度，如根据ASTM D2171/D2171M-18测量。在一些实例中，管线141中蒸汽裂解器急冷油可具有≤500℃、≤450℃、≤400℃、≤375℃、≤350℃、≤325℃或≤300℃的常压终沸点，如根据ASTMD2887-18测量。

可将经由管线141的蒸汽裂解器急冷油和经由管线144的第二传热介质引入第二热交换级145，其中热可从蒸汽裂解器急冷油间接传递至第二传热介质以产生第一冷却的蒸汽裂解器急冷油和加热的第二传热介质。第一冷却的蒸汽裂解器急冷油可经由管线146导离和加热的第二传热介质可经由管线147导离。在一些实例中，管线144中的第二传热介质可为水、蒸汽或水和蒸汽的混合物，并且管线147中的加热的第二传热介质可为压力为约827kPag至约1,720kPag的中压蒸汽。

在一些实例中，可将一部分的经由管线146和149的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油引入一个或多个储存罐160。在一些实例中，可从系统100去除一部分的经由管线146和148的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油。在一些实例中，虽然没有显示，可将一部分第一冷却的蒸汽裂解器急冷油与管线118中的焦油产物混合、共混、合并或以其它方式接触。在再其它实例中，可经由管线146和113再循环一部分第一冷却的蒸汽裂解器急冷油作为急冷流体。

在一些实例中，可将一部分的经由管线161的第一冷却的蒸汽裂解器急冷油和经由管线162的第三传热介质引入第三热交换级165，其中热可从第一冷却的蒸汽裂解器急冷油间接传递至第三传热介质以产生第二冷却的蒸汽裂解器急冷油和加热的第三传热介质。经由管线166的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油和经由管线167的加热的第三传热介质可从第二热交换级165导离。在一些实例中，管线162中的第三传热介质可为水、蒸汽或水和蒸汽的混合物，并且管线167中的加热的第三传热介质可为压力为<827kPag的低压蒸汽。经由管线166的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油可引入初级分馏塔130作为急冷或冷却介质。当引入初级分馏塔作为冷却介质时，管线166中的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油可处于≤200℃的温度。例如，当引入初级分馏塔时，第二冷却的蒸汽裂解器急冷油可处于≥155℃至约160℃、约170℃、约180℃、或约190℃的温度。管线166中的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油可具有与管线141中的蒸汽裂解器急冷油相同的粘度，例如在约60℃的温度下约250cP至约3,000cP的粘度，如根据ASTM D2171/D2171M-18测量。

在一些实例中，可将来自储存罐160的经由管线163的蒸汽裂解器急冷油与管线166中的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油混合、共混、合并或以其它方式接触。在其它实例中，经由管线163的蒸汽裂解器急冷油可直接引入初级分馏塔130。在一些实例中，当引入初级分馏塔作为冷却介质时，经由管线163的蒸汽裂解器急冷油(如果使用)可处于≤200℃的温度，例如≥155℃至约160℃、约170℃、约180℃或约190℃的温度。在其它实例中，经由管线163的蒸汽裂解器急冷油(如果使用)可处于约30℃、约40℃至约60℃或约100℃至约125℃或约155℃的温度。

在一些实例中，可将至少一部分的经由管线142的蒸汽裂解器瓦斯油和经由管线168的第四传热介质引入一个或多个第四热交换级170，其中热可从蒸汽裂解器瓦斯油间接传递至第四传热介质以产生冷却的蒸汽裂解器瓦斯油和加热的第四传热介质。经由管线171的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油和经由管线172的加热的第四传热介质可从第四热交换级170导离。在一些实例中，管线168中的第四传热介质可为水、蒸汽或水和蒸汽的混合物，并且管线172中的加热的第四传热介质可为低压蒸汽或加热的水，其可进一步加热以产生低压(或其它)蒸汽。经由管线171的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油可引入初级分馏塔作为冷却或急冷介质。当引入初级分馏塔作为急冷介质时，管线171中的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油可处于≤140℃的温度。例如，当引入初级分馏塔时，冷却的蒸汽裂解器瓦斯油可处于≥100℃至约130℃的温度。在一些实例中，管线171中蒸汽裂解器瓦斯油可具有≤300℃的常压终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。在一些实例中，一部分的经由管线142和189的蒸汽裂解器瓦斯油和经由管线191的蒸汽可引入蒸汽汽提塔190和经由管线192的蒸汽汽提瓦斯油和经由管线193的流出物。在一些实例中，可将经由管线193的流出物再循环至初级分馏塔130。在一些实例中，虽然没有显示，可将一部分的经由管线192的第一冷却的蒸汽裂解器瓦斯油与管线118中焦油产物混合、共混、合并或以其它方式接触。

说明性的第二热交换级145、第三热交换级165和第四热交换级170可包括一个或多个在工业中常使用的换热器，例如在液体泵循环工艺蒸汽上使用的那些。如果第二热交换级145、第三热交换级165和第四热交换级170包括多个换热器，则换热器可以任何合适的配置例如彼此串联、并联或其组合布置。

初级分馏塔130、第二热交换级145、第三热交换级165和它们之间的相连管线可被称作第一或底部泵循环回路175。初级分馏塔130、第四热交换级170和它们之间的相连管线可被称作第二或顶部泵循环回路176。底部泵循环回路175可与初级分馏塔130的底部泵循环段流体连通。顶部泵循环段176可与初级分馏塔130的顶部泵循环段流体连通。初级分馏塔130还可包括在底部泵循环段和顶部泵循环段之间的下部或中部分馏段。初级分馏塔还可包括在上泵循环段上方的上部或顶部分馏段。

回到管线152中的蒸汽裂解器石脑油和急冷水的混合物，可将该混合物引入一个或多个分离器180。经由管线181的蒸汽裂解器石脑油、经由管线182的急冷水、和经由管线183的再循环急冷水可从分离器180导离。可从系统去除经由管线182的急冷水，例如引入废水处理工艺、污水汽提器、稀释蒸汽产生系统等。可将经由管线183的再循环急冷水再循环至急冷塔150。在一些实例中，可将经由管线183的再循环急冷水例如通过空气和/或水冷却并再循环至急冷塔150。在一些实例中，可将经由管线183的再循环急冷水作为单一返回再循环至急冷塔150和/或分割成多个返回再循环至急冷塔150和/或其它工艺设备。

一部分的经由管线181和184的蒸汽裂解器石脑油和经由管线184a的蒸汽可引入再沸腾馏出物汽提塔186，并且经由管线187的蒸汽汽提蒸汽裂解器石脑油和经由管线188的废弃流出物可由此导离。可将一部分的管线181中的蒸汽裂解器石脑油再循环至顶部分馏段作为经由管线185的回流。管线181中的蒸汽裂解器石脑油可具有≤260℃的终沸点，如根据ASTM D2887-18测量。在一些实例中，蒸汽裂解器石脑油可具有约220℃、约221℃、约225℃、或约230℃至约235℃、约240℃、约245℃、约250℃、或约255℃的终沸点。在一些实例中，可控制或调解从初级分馏塔130导离的经由管线189的蒸汽裂解器瓦斯油的量以维持管线181中的蒸汽裂解器石脑油的回收率，该蒸汽裂解器石脑油具有如根据ASTM D2887-18测量的≤260℃的终沸点。

可调节或控制经由管线185再循环的蒸汽裂解器石脑油相对经由管线126引入初级分馏塔130的冷却的轻质产物的量以实现蒸汽裂解器石脑油期望的终沸点。在一些实例中，可将经由管线185的蒸汽裂解器石脑油，相对管线112中的蒸汽裂解器流出物中的烃的重量，以约0.2:1、约0.23:1、约0.25:1、约0.27:1或约0.3:1至约0.33:1、约0.35:1、约0.37:1、约0.4:1、约0.43:1或约0.45:1的重量比引入初级分馏塔130。

图2描述根据一种或多种实施方案，图1中显示的初级分馏塔130的正视横截面图。初级分馏塔130可包括位于朝向初级分馏塔130的第一或底部端201的闪蒸区域段205、位于闪蒸区域段205上方的第一或底部泵循环段210、位于底部泵循环段210上方的第一或中部分馏段215、位于中部分馏段215上方的第二或顶部泵循环段220、和位于朝向初级分馏塔130的第二或顶部端202并在顶部泵循环段220上方的第二或顶部分馏段225。可将经由管线126的冷却的轻质产物引入闪蒸区域段205并可从闪蒸区域段205导离经由管线141的蒸汽裂解器急冷油。

闪蒸区域段205可包括其中布置的一个或多个蒸汽分配装置206。蒸汽分配装置206可提供初级分馏塔130内的压降，促进闪蒸区域段205内蒸汽的分配，和/或将冷却的轻质产物中急冷油导向初级分馏塔130的底部201。说明性的蒸汽分配装置可包括但不限于一个或多个烟囱塔盘、一个或多个蒸汽角、V形挡板、环形挡板、环形环、叶片入口装置、半管分配器、穿孔管分配器或它们的任何组合。

底部泵循环段210、中部分馏段215、顶部泵循环段220和顶部分馏段225可分别独立地包括一个或多个内部结构或结构体211、216、221、226。内部结构(一个或多个)可促进气/液分离。说明性内部结构可包括但不限于塔盘、栅格、填充物或它们的任何组合。说明性的塔盘可包括但不限于固定阀塔盘、喷流折流片塔盘(jet tab tray)、筛塔盘、双流塔盘、挡板塔盘、角铁塔盘或它们的任何组合。合适的固定阀塔盘、筛塔盘、双流塔盘和栅格可包括在Distillation Design,Henry Z.Kister,McGraw-Hill Inc.,1992,第262至265页和第464-466页中公开的那些。合适的喷流折流片塔盘可包括在WO公开号WO2011/014345中公开的那些。

在一些实例中，底部泵循环段210、中部分馏段215、顶部泵循环段220和顶部分馏段225可独立地包括1个、2个、3个、4个、5个、6个、7个、8个、9个、10个或更多个内部结构例如塔盘。在一些实例中，底部泵循环段210、顶部泵循环段220、或底部泵循环段210和顶部泵循环段220两者可包括一个或多个塔盘例如喷流折流片塔盘。在其它实例中，底部泵循环段210和顶部泵循环段220独立地包括1个、2个、3个、4个、5个、6个、7个、8个、9个、10个或更多个塔盘例如喷流折流片塔盘、多通道塔盘和/或挡板塔盘。在其它实例中，底部泵循环段210和顶部泵循环段220独立地包括1个、2个、3个、4个、5个、6个、7个、8个、9个、10个或更多个具有2个、3个、4个、5个、6个或更多个液体通道的塔盘例如喷流折流片塔盘、多通道塔盘和/或挡板塔盘。

在一些实例中，经由管线166的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油、经由管线171的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油、和经由管线185的冷却的蒸汽裂解器石脑油可引入初级分馏塔130的底部泵循环段210、顶部泵循环段220和顶部分馏段225，分别在其中布置的最上部的内部结构211、221和226上方。在其它实例中，经由管线166的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油、经由管线171的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油、和经由管线185的冷却的蒸汽裂解器石脑油可引入初级分馏塔130的底部泵循环段210、顶部泵循环段220和顶部分馏段225,分别在其中布置的最上部的内部结构211、221和226下方。在再其它实例中，当在给出的段内布置两个或更多个内部结构时，经由管线166的第二冷却的蒸汽裂解器急冷油、经由管线171的冷却的蒸汽裂解器瓦斯油、和经由管线185的冷却的蒸汽裂解器石脑油可引入初级分馏塔130的底部泵循环段210、顶部泵循环段220和顶部分馏段225，分别在最上部的内部结构216、221和226和最下部的内部结构(未显示)之间。

继续参照图1和2，可与水、蒸汽或它们的混合物混合、共混、合并或以其它方式接触并加热以产生加热的混合物的管线101中的一种或多种烃可包括许多烃中任一种或多种。在一些实例中，烃可包括C5+烃。可与管线102中的蒸汽和/或水混合、共混、合并或以其它方式接触以产生管线103中的混合物的包括C5+烃的进料或烃进料，可为或包括但不限于：原始原油、蒸汽裂解瓦斯油和渣油、瓦斯油、加热油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、焦化石脑油、蒸汽裂解石脑油、催化裂解石脑油、加氢裂解油、重整油、残油液重整油、费-托合成液体、费-托合成气体、天然汽油、馏出物、直馏石脑油、常压管式炉底部物、减压管式炉料流例如减压管式炉底部物和宽沸程减压管式炉石脑油-瓦斯油冷凝物、来自精炼厂的重质非直馏烃、真空瓦斯油、重质瓦斯油、被原油污染的石脑油、常压渣油、重质渣油、C4/渣油混合物、石脑油/渣油混合物、烃气/渣油混合物、氢气/渣油混合物、含蜡渣油、瓦斯油/渣油混合物或它们的任何混合物。在其它实例中，烃可为或包括石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、渣油混合物、原油或它们的任何混合物。在一些实例中，管线101中的烃可为或包括轻质烷烃例如乙烷和/或丙烷、重质烃例如石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、渣油混合物、原油或它们的混合物、和它们之间的任何烃(一种或多种)。

在一些实例中，如果管线101中的烃进料包括原油或它的一种或多种馏分，则原油可在与水和/或蒸汽接触前脱盐。在一些实例中，可通过从原油分离常压管式炉(“APS”)底部物之后减压管式炉(“VPS”)处理APS底部物来产生原油馏分。在一些实例中，管线101中的烃进料可为或包括原油例如富含多环芳族化合物的高硫直馏原油或它的馏分。在其它实例中，管线101中的烃进料可为或包括加氢处理的烃例如原油或它的含渣油馏分。在其它实例中，烃可为或包括与在热转化反应器例如延迟焦化器、流化焦化器、灵活焦化器(flex-coker)、减粘裂化器和/或催化加氢减粘裂化器中进行热转化过程的减压渣油分离的气相。在一些实例中，管线101中的烃可为或包括在美国专利号7,993,435、8,696,888、9,327,260、9,637,694、9,657,239和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的烃或烃原料。

包括烃进料和水和/或蒸汽的管线103中混合物可包括约10重量％、约20重量％或约30重量％至约70重量％、约80重量％、约90重量％或约95重量％的水和/或蒸汽，基于烃和水和/或蒸汽的总重量。包括烃进料和水和/或蒸汽的管线103中混合物可在蒸汽裂解器105的对流段内加热至约425℃、约450℃、约475℃、约500℃、约515℃或约530℃至约540℃、约555℃、约565℃或约585℃的温度。

应理解，虽然没有显示，但是在一些实例中可例如经由一个或多个闪蒸鼓或其它分离器(一个或多个)将从对流段经由管线108导离的加热的烃分离成气相产物和液相产物。在一些实例中，可将管线108中的加热的烃分离成气相产物和液相产物的分离器可用于操作在管线101中具有较宽范围的烃进料的方法，例如，当在管线101中使用较宽范围的烃进料时，蒸汽裂解器105和/或初级分馏塔的可操作性可发挥作用。在一些实例中，第一液相产物可包括具有最小沸点为约500℃至约570℃、约520℃至约550℃、或约530℃至约545℃的烃，如根据ASTM D6352-15或ASTM D2887-16a测量。本领域技术人员将领会，如果所表明的沸点落在这些标准的一个或多个中规定的范围之外，则其可通过外推法确定。气相产物可经受在蒸汽裂解器105的辐射段109内足以产生经由管线112的蒸汽裂解器流出物的蒸汽裂解条件。

在一些实例中，根据美国专利号7,993,435和9,777,227中公开的方法和系统，可产生加热的混合物和可由其分离气相产物和液相产物。可用于从加热的混合物分离气相产物和液相产物的一些说明性的气/液分离装置和分离级还可包括在美国专利号7,138,047、7,090,765、7,097,758、7,820,035、7,311,746、7,220,887、7,244,871、7,247,765、7,351,872、7,297,833、7,488,459、7,312,371、6,632,351、7,578,929和7,235,705中公开的那些。

在一些实例中，可从管线108中加热的混合物分离气相产物和液相产物，所述加热的混合物包括蒸汽和烃例如石脑油、瓦斯油、真空瓦斯油、含蜡渣油、常压渣油、渣油混合物、原油或它们的混合物。气相产物可在蒸汽劣化条件下暴露或以其它方式经受≥400℃的温度以产生可至少部分处于气相的经由管线112的蒸汽裂解器流出物。

在一些实例中，可从包括蒸汽和烃的管线108中加热的混合物分离气相产物和液相产物，可将液相产物进一步加工以产生一种或多种额外的烃产物。例如，第一液相产物可经受加氢处理条件以产生加氢处理的液相产物或第一加氢处理的产物。可在对于每级独立选择的加氢转化条件下，例如根据具体情况在进行液相产物的预处理、加氢裂解(包括选择性加氢裂解)、加氢、加氢处理、加氢脱硫、加氢脱氮、加氢去金属化、加氢脱芳、加氢异构化或加氢脱蜡中的一个或多个的条件下，在一个或多个加氢处理级中进行液相产物的加氢处理。在一些实例中，可在一个或多个可包括一个或多个加氢处理容器或区域的加氢处理单元中加氢处理液相产物。加氢处理容器或区域可包括布置在其中的一种或多种催化剂。催化剂可为固定催化剂床、循环或淤浆床或任何其它配置的形式。催化剂(一种或多种)及其量(一种或多种)可选自对于在加氢处理沥青-稀释剂混合物或沥青-稀释剂-焦油混合物(以下讨论和描述)中使用所规定的相同的催化剂量。在一些实例中，可用于加氢处理第一液相产物以产生第一加氢处理产物的方法和系统可包括在美国专利号9,090,836、9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的那些。

如以上指出的，管线118中的焦油产物可与至少一部分的管线192中的蒸汽汽提瓦斯油接触。在一些实例中，可在有或没有瓦斯油的情况下进一步加工焦油产物。例如，可加氢处理管线118中的焦油产物。可用于加氢处理焦油产物或焦油产物和蒸汽汽提急冷油或其它烃流体的混合物的说明性方法和系统可包括在美国专利号9,090,836、9,637,694和9,777,227，和国际专利申请公开号WO 2018/111574中公开的那些。

实施例：

还可参考以下非限制性的预见性实例描述前述讨论。

运行初级分馏塔配置的工艺模拟，其考虑了可分离1,200KTA、1,500KTA和1,800KTA的乙烯的初级分馏塔的初级分馏塔规模。具体地，初级分馏塔塔设计设定引入初级分馏塔的流出物的温度在300℃的温度(C1)和225℃的温度(本发明实施例1-6)下，和对于全部实施例而言底部泵循环回路温度为155℃。以下表1显示炉流出物工艺条件和组成。以下表2和3概述塔操作和工艺条件。对照例C1不包括蒸汽冷却器，然而实施例1-6包括蒸汽冷却器125。在表1、2和3中显示蒸汽冷却器125和热交换级145、165和170的热负载。在表2中，喷流塔盘的通道数为2并且是指位于初级分馏塔130的底部泵循环段210内的喷流塔盘。在表3中，喷流塔盘的通道数为4并且是指位于初级分馏塔130的底部泵循环段210内的喷流塔盘。

表2和3说明本文公开的方法和系统的一些优势。现有技术是不包括蒸汽冷却器的常规初级分馏塔系统(实施例C1)。需要的塔直径为16.55m，这大于具有塔直径为15.24m的工业中目前建造的最大的塔。如表3中显示，采用额外的多通道喷流塔盘可减小这种情况的直径至更可行的15.09m。

焦油分离鼓和直接蒸汽冷却器系统显示为第二情况(实施例1-6)。工艺气体通过蒸气冷却器125从300℃冷却至225℃。这种冷却冷凝出液体并降低了下游初级分馏塔塔的蒸汽负载。还发现这种配置相对常规系统具有明显的能量优势。蒸汽冷却器将热直接传递至中压工作蒸汽，而常规系统使用液体泵循环来产生相同的中压工作蒸汽。两种配置在300℃下去除重质焦油分子，但是常规泵循环系统的最大温度仅为225-235℃，而不是使用蒸汽冷却器125时300℃。从300℃而不是225-235℃回收热的能力允许额外更高水平热回收。常规系统仅将约50％的热回收至中压蒸汽而分离鼓/蒸汽冷却器系统回收约74％至中压蒸汽。

焦油分离鼓/蒸汽冷却器系统还允许比使用常规系统可建造的更大工厂规模。实施例2、3、5和6给出关于1,500KTA和1,800KTA的乙烯能力的数据。1,800KTA能力工厂具有仅14.0m的底部段直径，这仍小于目前工业经验的15.24m(50.0英尺)。

已经使用一组数值上限和一组数值下限描述某些实施方案和特征。应领会，除非另外指明，否则涵盖包括任何两个值的组合的范围，例如任何下限值与任何上限值的组合、任何两个下限值的组合和/或任何两个上限值的组合。某些下限、上限和范围出现在以下一个或多个权利要求中。所有数值都是“约”或“大约”所指出的值，并且考虑到本领域普通技术人员所预期的实验误差和偏差。

以上限定了各种术语。在权利要求中使用的术语没有在上面限定的情况下，应给予相关领域的技术人员已经给予该术语的最广泛的定义，如在至少一个印刷出版物或授权专利中所反映的。此外，对于容许这样的并入的所有辖区，本申请中引用的所有专利、测试程序和其它文献通过引用完全并入，只要这样的公开内容不与本申请矛盾。

虽然前述涉及本发明的实施方案，但是在不偏离本发明的基本范围的情况下，可以设计本发明的其它和进一步的实施方案，并且本发明的范围由所附权利要求书确定。

优先权

本申请要求2019年7月24日提交的美国临时申请号62/877,890和2019年11月5日提交的欧洲专利申请号19207059.7的优先权和权益，其公开内容通过引用全部并入本文。