專利名稱：蒸汽裂化的整合方法
技術領域：
本發(fā)明涉及在蒸汽裂化爐或熱解爐中由原油或含渣油的原油餾分制備烯烴的方法。
背景技術：
烴的熱裂化是一種廣泛用于生產(chǎn)烯烴(例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯)和芳香烴(例如苯、甲苯和二甲苯)的石油化工過程。這些的每一種因其本身均是有價值的工業(yè)品。例如，所述烯烴可以低聚( 例如，形成潤滑油基礎油)，聚合(例如，形成聚乙烯、聚丙烯和其它塑料)，和/或功能化(例如，形成酸、醇、醛等)，所有的這些具有眾所周知的中間體和/或最終用途。蒸汽裂化(也稱為熱解)，早已用于將各種烴原料裂化成烯烴，優(yōu)選輕質烯烴例如乙烯、丙烯和丁烯。通常，用于蒸汽裂化的原料是諸如石腦油、瓦斯油或其它不含渣油的全原油餾分，其可以例如通過蒸餾或以其它方式分餾全原油獲得。常規(guī)的蒸汽裂化使用具有兩個主要段的蒸汽裂化爐:對流段和輻射段。所述烴原料典型地作為液體進入該爐的對流段(除了作為蒸汽進入的輕質原料)，其中該烴原料通常通過與來自輻射段的熱煙道氣間接接觸和通過與蒸汽直接接觸而被加熱和氣化。然后，將氣化的原料(和任選的蒸汽)混合物傳送到裂化發(fā)生的輻射段。通常，將氣化的混合物通過交叉管道引入到輻射段，其中該氣化的混合物在通常約10至約50psig(69-345kPa)范圍的壓力下快速地被加熱至苛刻的烴裂化溫度，例如約1450 0F (7880C )至約1650 0F (900°C )的范圍，以提供原料流的徹底熱裂化。包括烯烴的所得的產(chǎn)物離開蒸汽裂化爐以進行進一步的下游加工。裂化之后，來自熱解爐的流出物包含多種氣態(tài)烴，例如，飽和的、單不飽和以及多不飽和的烴，并且可以是脂肪族和/或芳香族的烴，以及顯著量的分子氫。裂化的產(chǎn)物隨后例如在烯烴生產(chǎn)設備中被進一步的加工以生產(chǎn)多種高純度的分離個體料流作為設備產(chǎn)物，即氫、輕質烯烴乙烯、丙烯、丁烯和芳香化合物以及其它產(chǎn)物例如裂化汽油。隨著對輕質烯烴廣泛需求的增加和有利的原油來源的可用性的枯竭，因此有必要利用更重質的原油(即，具有更高比例渣油的那些)，其要求增加的資本投資以加工和處理精煉的副產(chǎn)物。非常希望有可以采用更低成本，更重質的原油并且更有效地生產(chǎn)更有利的輕質烯烴的產(chǎn)品混合的方法。然而，已知常規(guī)的蒸汽裂化方法易于被含有甚至小濃度的渣油的原料嚴重結垢，所述渣油通常在低質量重質進料中存在。因此，大多數(shù)蒸汽裂化爐被限制于更高質量原料的加工，所述更高質量原料在其它的精煉過程中已經(jīng)基本上使所有的渣油餾分移除。這些額外的過程增加了整體方法的成本。同樣地，渣油餾分的移除降低了精煉過程的總轉化效率，因為大多數(shù)渣油餾分與低價值燃料油混合，而不是轉化成更高價值的材料。美國專利公開的專利申請N0.2007/0090018，通過引用并入本文，公開了加氫處理和蒸汽裂化的整合。將包括原油或其含渣油餾分的進料苛刻地加氫處理并且通入蒸汽裂化器以獲得烯烴產(chǎn)物。已經(jīng)描述了在流化焦化器中重質烴進料的裂化。例如，美國專利N0.3，671，424，通過引用并入本文，公開了一種兩級流化焦化工藝，其中第一級是短接觸時間的傳送管線和第二級是傳送管線或流化床。與蒸汽裂化爐整合的分離罐的使用已經(jīng)發(fā)展成這一平臺的重要延伸以使能夠加工更重質的原料例如常壓渣油。所述分離罐提供了一種手段以從可裂化瓦斯油分子中分離最重的組分并且防止最重的包含浙青型分子的餾分在蒸汽裂化爐中結垢。不幸地是，通過使用這一方法，大多數(shù)重質減壓渣油分子(其由于更低的成本作為原料是有利的)，仍然在液相中并且不在蒸汽裂化爐的輻射段中轉化。其它重要的專利包括US7, 097，758 ；US7, 138，047 ；US7, 193，123 ；US3, 487，006 ；US3, 617，493 ；US4, 257，871 ；US4, 065，379 ；US4, 180，453 ；US4, 210，520 ；US3, 898，299 ；US5,024，751 ；US5, 413，702 ；US6, 210，561 ；US7, 220，887 ；US2007/023845 ；W001/66672 ；W02007/117920 ；US6, 632，351 ；US4, 975，181 ；W02009/025640 ；US2007/0090018 和 W02007/117919。其它重要的文獻包括:“Tutorial:DelayedCoking Fundamentals.，，P.J .Ellis 和 C.A.Paul,文章 29a, Topical Conference onRefinery Processing, 1998Great Lakes CarbonCorporation (其可以從 http://www.coking.com/DECOKTUT.pdf 下載)。在本領域仍然存在經(jīng)濟地加工重質含渣油的進料進而生產(chǎn)烯烴、芳烴和其它有價值的石油化工產(chǎn)品的新手段和改進的方法的需求。同樣地，在本領域仍然存在將渣油升級到更有用和/或更有效組合物的需求。本發(fā)明公開了一種以以下方式由重質原料生產(chǎn)化學制品的方法，其中將顯著部分的減壓渣油轉化為更輕質的分子，所述更輕的分子可以更容易的在分離罐中氣化并隨后轉化成燃料和化學品。發(fā)明概述本發(fā)明涉及裂化包含渣油的烴原料的方法，該方法包括:(a)將含有減壓渣油的烴原料傳送到第一熱轉化區(qū)，其中將所述原料加熱至小于6490C (1200 0F )的溫度，其中至少30wt%的減壓渣油被轉化為在566°C (1050 0F )以下沸騰的材料；(b)將所述熱轉化的渣油引入到氣/液分離器(例如分離罐)中以形成氣相和液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連(例如，整合到蒸汽裂化爐)；
(c)將所述氣相傳送到所述蒸汽裂化爐中的輻射爐；和(d)由離開輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的
重量)。在另一個實施方案中，本發(fā)明涉及用于裂化包含渣油的烴原料的方法，該方法包括:(a)加熱包含渣油的烴原料；(b)將所述加熱的烴原料傳送到氣/液分離器(例如分離罐)；(C)在所述分離器中閃蒸所述加熱的烴原料以形成氣相和包含所述渣油的液相；(d)將來自所述分離器的所述包含渣油的液相的至少一部分傳送到在6490C (1200 T )以下操作并且任選包含焦炭顆粒的熱轉化反應器；(e)將所述熱轉化的包含渣油的液相傳送到氣/液分離器(例如分離罐)以形成第二氣相和第二液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連(例如，整合到蒸汽裂化爐)；(f)將所述第二氣相傳送到所述蒸汽裂化爐中的輻射爐；和(g)由離開輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。在另一個實施方案中，離開第一氣/液分離器的液相被進一步加熱至例如1000-1200 T (538-649 °C)的溫度，通常在蒸汽裂化器的對流段的較低盤管中，通常一部分加熱的材料通常被減粘裂化，其后用水(例如蒸汽)驟冷并氣化反應中減粘裂化的材料，所述氣化的減粘裂化材料隨后被傳送到第二氣/液分離器，其中將減粘裂化的材料分離成液相和氣相。隨后將氣相引入到蒸汽裂化器(在對流段或在輻射段)并且其中至少30被％的烯烴從離開輻射爐的材料中回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。有利的，初始烴原料通常包含10wt%和50wt%之間的在566 V +沸騰的渣油，優(yōu)選約20-40wt%，并且本文描述的方法使高比率的該渣油能夠被轉化為化學品。在優(yōu)選的實施方案中，來自第二氣/液分離器的包含渣油的液體不進一步加工以生產(chǎn)化學品。代替的，該材料優(yōu)選用作加入燃料油的調合料或用于進一步精煉加工以生產(chǎn)燃料。在優(yōu)選的實施方案中，本發(fā)明涉及用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括:(a)加熱包含至少lwt%減壓渣油的烴原料，基于烴原料的重量，并且將至少10wt%的減壓渣油轉化為在566°C以下沸騰的材料；(b)將所述加熱的烴原料傳送到氣/液分離器(優(yōu)選將來自氣/液分離器的液態(tài)底部相加熱到593-649°C的溫度)；(c)在所述分離器中閃蒸所述加熱的烴原料以形成氣相和包含所述渣油的液相；(d)將來自所述分離器的至少一部分所述包含渣油的液相傳送至第一熱轉化區(qū)(優(yōu)選包含焦炭顆粒，優(yōu)選所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比(wt/wt)(優(yōu)選至少3:1，優(yōu)選至少5:1，或從1:1至50:1，優(yōu)選從3:1至30:1)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量)，以熱轉化至少一部分所述包含渣油的液相；(e)將所述熱轉化的液相傳送到氣/液分離器，以形成第二氣相和第二液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連；
(f)將所述第二氣相傳送到所述蒸汽裂化爐以熱轉化至少一部分所述第二氣相(或者第二氣相可以被用作燃料或調合料)；和(g)從離開所述蒸汽裂化爐的輻射爐的材料中回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。附圖簡要說明在以下圖中，相似的設備和/或方法步驟用同樣的數(shù)字確定。

圖1是本發(fā)明方法的一個實施方案的流程圖。圖2是本發(fā)明方法的一個實施方案的流程圖。圖3是本發(fā)明方法的一個實施方案的流程圖。圖4是本發(fā)明方法的一個實施方案的流程圖。發(fā)明詳述

本發(fā)明涉及包括整合的減壓渣油氣/液分離器(例如，分離罐)的重質進料蒸汽裂化器與熱轉化單元(例如，延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker ，減粘裂化器，催化加氫減粘裂化器)的綜合，其中將減壓渣油轉化為更輕質的適于蒸汽裂化的組分。(“適于蒸汽裂化”指的是可以在蒸汽裂化器中裂化的材料)。通過緊密地整合兩種轉化過程，總過程能夠有效地將更寬范圍的重質進料轉化成高價值的化學品，同時使結垢最小化。為了本發(fā)明的目的，蒸汽裂化爐(也稱為“蒸汽裂化器”)是具有兩個主要段或爐的熱解爐:對流段和輻射段，其中烴原料以液體(除了作為氣體進入的輕質原料)進入較低苛刻的爐的對流段，并且其中通常通過間接接觸來自輻射段的高溫氣體加熱和氣化原料，和任選地將原料與蒸汽接觸。隨后，將氣化的原料和蒸汽混合物傳送到輻射段中，其中在通常約10至約50psig的壓力下(69至345kPa-表壓)被快速加熱至苛刻的烴裂化溫度，例如在約1450 0F (788°C )至約1650 T (900°C )的范圍，以提供原料流的徹底熱裂化。得到的產(chǎn)物通常包括烯烴、芳烴和二烯烴。本文所使用的渣油是指重質石油化合物的復雜混合物，以其它方式在本領域已知為殘油(residuum)或殘留物(residual)。常壓洛油是當最重的蒸懼產(chǎn)品的終點名義上為650 0F (3430C )時在常壓蒸餾中生成的底部產(chǎn)物，并且被稱為650 0F + (343°C +)渣油。減壓渣油是當最終的蒸餾產(chǎn)物名義上為1050 °F (566°C )時在減壓下來自塔的底部產(chǎn)物，并且被稱為1050 T + (5660C +)渣油。(術語“名義上”這里是指合理的專家可能不同意對于這些術語的確切點，但可能不多于+/-50 °F或最多+/-100 °F )。該1050 0F + (566°C +)部分包含浙青質，其傳統(tǒng)上被認為對于蒸汽裂化器是有問題的，導致嚴重的結垢和潛在的裝置腐蝕或侵蝕。除非另有說明，本文使用的術語“渣油”指的是650 T+(343°C+)渣油和1050 0F + (5660C +)渣油；注意650 0F +渣油包括1050 0F +渣油。根據(jù)本發(fā)明，氣化了至少一部分650 T +的渣油，直到至少1050 T +沸點餾分，例如當與蒸汽結合時，和/或當壓力降低或在蒸汽裂化器的分解罐中閃蒸時。術語“包含減壓渣油的烴原料”、“包含常壓渣油的烴原料”、“包含渣油的烴原料”等指的是基于烴原料的重量，確定的渣油以至少0.1被％存在(優(yōu)選至少lwt%,優(yōu)選至少10wt%,優(yōu)選至少15wt%,優(yōu)選至少20wt%)。術語“閃蒸罐”、“閃蒸鍋”、“分離罐”和“分離鍋”在本文中可互換使用；它們是本領域已知的，通常指的是從氣相分離出液相的容器或系統(tǒng)(“氣/液分離器”)。術語“閃蒸”通常指的是通過降低壓力和/或增加溫度實現(xiàn)至少一部分的容器中的材料由液相到氣相的相變。整合的分離罐是與蒸汽裂化器流體相連的氣/液分離器。具體地，所述整合的分離罐與蒸汽裂化器的對流段流體相通，其中原料被加熱(任選地與過熱的蒸汽混合)并且被傳送到作為氣/液分離器操作的所述分離罐中，其后將來自分離罐的氣體返回到所述蒸汽裂化器，優(yōu)選至對流段或輻射段或二者。蒸汽的加入可通過降低烴分壓進一步幫助閃蒸分離，幫助 750 0F + (3990C +)至 1050 0F + (566°C +)(優(yōu)選甚至大部分的 1100 0F + (593°C +))渣油餾分的轉化和氣化，并且防止結垢。優(yōu)選的閃蒸罐或氣/液分離設備和它們與熱解單元的整合先前已經(jīng)在美國專利Nos.7，090，765，7，097，758，和7，138，047中描述，其通過引用并入到本文中。為了本發(fā)明的目的，另一種有效作為閃蒸罐的設備作為“氣/液分離器”描述在美國專利N0.6，632，351中。所述氣/液分離器在那些部分的引起焦化進料材料保持在液態(tài)的溫度和壓力下操作，優(yōu)選在約375至525°C之間的溫度下操作，優(yōu)選400-500°C，優(yōu)選由800 0F (約425°C )和約870 0F (約465°C )，但通常不超過約900 0F (約482°C )。根據(jù)本發(fā)明，包含渣油的原油或其餾分被作用蒸汽裂化爐的原料。合適的更低價值的進料通?？砂ǜ刭|的原油，所述更重質的原油被定義為由于高650 T + (3430C +)渣油濃度、高硫、高總酸值(TAN)、高環(huán)烷烴，高芳烴，和/或低的氫含量的結果那些具有低API比重的烴原料。如本文所使用的原油指的是當其由井口、生產(chǎn)場地設施、交通設施、或其它初始場處理設施產(chǎn)生的全原油，任選包括已經(jīng)通過脫鹽、處理的步驟，和/或其它可以是必要的以使其對于煉油廠的常規(guī)蒸餾是可接受的步驟加工的原油。假定如本文所使用的原油包含渣油。原油餾分通常由煉油廠管式蒸餾裝置獲得。雖然任何由煉油廠管式蒸餾裝置獲得原油餾分可用于本發(fā)明， 但是通過本發(fā)明提供的顯著的優(yōu)點是仍然包含由井口獲得的全原油中存在的全部或一部分原始1050 0F + (5660C +)渣油的原油或原油餾分可以被用作蒸汽裂化器的進料。在一個實施方案中，進入本系統(tǒng)的原油或其它原料可以包括至少約1 〖％的1050 0F + (5660C+)渣油，優(yōu)選至少約5￥丨％的1050 °F + (566°C+)渣油，和更優(yōu)選至少約10wt%的 1050 0F + (566 0C +)渣油，最高達約 50wt% 的 1050 0F + (566 °C +)渣油。通常渣油包含高比例的不希望的雜質例如金屬、硫和氮以及高分子量(C12+)的環(huán)烷酸(根據(jù)ASTM D-664按照TAN測量，TAN指以毫克(“mg”)K0H每克(“g”)樣品表示的總酸值)。仍然，本發(fā)明的另一個優(yōu)點是富含一種或多種這些雜質的進料可以容易地加工。在一些實施方案中，本發(fā)明可以在具有一種或多種(優(yōu)選二種、三種、四種、五種、六種或七種)以下性質的566°C +渣油上實踐:1)基于566°C +渣油的重量，50ppm的Ni或更多，或IOOppm或更多，或125ppm或更多；和/或2)基于566°C +渣油的重量，200ppm釩或更多，或500ppm或更多，或900ppm或更多；和/或3)基于566°C +渣油的重量，4wt%的硫或更多，或5wt%或更多，或6wt%或更多；和/或4)至少0.1的TAN，或至少0.3，或從約
0.1至約20，約0.3至約10，或約0.4至約5 ;和/或5) 19或更少的API比重(ASTM D6822，
15.50C );和/或6)至少0.04克C5浙青質每克渣油的C5浙青質含量(“C5浙青質”指在戊烷中不溶的浙青質，如通過ASTM方法D2007測量的)；和/或7)在37.8°C下至少IOcSt的運動粘度(如通過ASTM D445測量的)?？梢栽诒疚氖褂玫膶嵗蜑橛稍瞳@得的566°C +渣油，所述原油包括但不限于來自以下世界區(qū)域的原油:美國海灣沿岸、南加州、阿拉斯加北坡、加拿大焦油砂、加拿大阿爾伯塔地區(qū)、墨西哥灣坎佩切、阿根廷圣豪爾赫盆地、巴西桑托斯和坎波斯盆地、埃及蘇伊士灣、乍得、英國北海、安哥拉近海、中國渤海灣、中國新疆克拉瑪依、伊拉克扎格羅斯山脈，哈薩克斯坦里海、尼日利亞近海、馬達加斯加西北部、阿曼、荷蘭Schoonebek、委內瑞拉的蘇利亞州、馬來西亞和印尼的蘇門達臘。本文另外有用的渣油包括由在US7，678，264中以“不利的”描述的原油獲得的566+°C +渣油，通過引用并入本文。在優(yōu)選的實施方案中，其中進料包括包含可觀量的1050 0F + (566 0C +)渣油的原油或常壓渣油，例如，10wt%*更多的1050 °F + (566 °C +)渣油，或20wt%或更多的1050 0F + (566 °C +)渣油，或 30wt% 或更多的 1050 0F + (566 V+)渣油，40wt% 或更多的1050 0F + (5660C +)渣油，或甚至高達50wt%或更多的1050 0F + (566°C +)渣油，使包含渣油的進料首先傳送到帶有整合的分離罐的蒸汽裂化爐。隨后，使來自第一分離罐的底部料傳送到熱轉化單元，例如延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker ,減粘裂化器，或催化加氫減粘裂化器，其中將底部料加熱并且至少30wt%(基于進料的重量)的減壓渣油被轉化為1050 0F ^(5660C I級分。如本文所使用的1050 0F ^(5660C _)級分被定義為通常在1050F_(566°C I以下沸騰的烴。將熱轉化的渣油引入到分離罐以形成頂部氣相和液態(tài)底相，所述罐被整合到蒸汽裂化爐中。將所述氣相傳送到所述蒸汽裂化爐中的輻射爐。至少30wt%的烯烴從離開輻射爐的材料中回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。加入蒸汽可通過降低烴分壓進一步幫助閃蒸分離，幫助750 0F + (3990C +)至1150 0F + (621°C +)渣油餾分的轉化和氣化，并且防止結垢。所述流化焦化器優(yōu)選包括整合的空氣氣化器(或部分氧化反應器)，其通過在約1400-1800 0F (760-9820C )之間下蒸汽/空氣氣化和燃燒被用于將焦炭轉化為燃料氣體。可以通過共進料氧氣或通過使用富氧的空氣促進氣化。將來自該氣化反應的熱的部分氣化的焦炭從氣化器中連續(xù)的取出，并且進料到一個或多個固體傳輸線，其中其與由配備有整合的氣/液分離器(例如分離罐)的一個或多個蒸汽裂化爐回收的底部材料接觸。這種殘余油餾分在1300-1800 °F (704-982°C )被轉`化成包含高濃度乙烯和丙烯的更輕質烴的混合物。雖然傳輸管線反應器可以以幾種方式設置，但是優(yōu)選的設置與用于流化床催化裂化單元的相似；例如，傳輸管線作為垂直提升管反應器操作，其中所述熱的固體與接近提升管的底部的進料接觸，固體和蒸氣沿著提升管向上傳輸，并且所述固體和蒸氣使用一個或多個串聯(lián)的旋流器分離。或者，傳輸管線可以作為“下降管”或下流式反應器操作。無論具體設置，對于使熱的焦炭與殘留油接觸，傳輸管反應器是非常有效的?；蛘?，可以將來自煉油廠的減壓渣油(已經(jīng)從原油中分餾出)直接傳送到渣油轉化單元并且隨后用作配備有整合的分離罐的蒸汽裂化爐的原料。優(yōu)選地，閃蒸罐優(yōu)選在約800 T (約425 °C )至約870 T (約465 °C )的溫度下操作，但還通常不高于約900 T (約482°C)。通過閃蒸罐閃蒸材料以獲得頂部氣體和液體底料進一步促進了 650 0F + (343 0C +)渣油的氣化。單獨蒸汽裂化提供了除了需要的乙烯、丙烯、丁烯、C5烯烴和二烯，和單環(huán)芳烴產(chǎn)物以外還包括顯著產(chǎn)率的燃料油、焦油和SCN(蒸汽裂化的石腦油)。本發(fā)明的方法對于蒸汽裂化器整合是特別有效和有利的，因為所述方法實現(xiàn)了高得多水平的渣油轉化為化學品，不結垢，并且其使冷卻和再加熱中間體產(chǎn)物料流的需求最小化。在渣油熱裂化中生產(chǎn)的液體產(chǎn)物可以在蒸汽裂化器中生產(chǎn)高產(chǎn)率的化學品并且顯示了降低的結垢蒸汽裂化爐的傾向(對1050 T + (5660C +)渣油)。本發(fā)明涉及用于以一種方式從重質原料中生產(chǎn)化學品的方法，其中更多的減壓渣油大量地轉化為燃料和化學品。通常，所述方法涉及包括整合的減壓渣油分離罐的重質進料蒸汽裂化器與第二熱轉化反應器的整合，在第二熱轉化反應器中減壓渣油被轉化為更輕的適于蒸汽裂化的組分。第二熱轉化反應器通常在與常規(guī)減粘裂化和焦化工藝相似的時間/溫度窗口操作，雖然在比通常采用的生產(chǎn)燃料的條件稍微更溫和的條件下操作可以是有利的。在一個實施方案中，在本文描述的方法中，熱轉化反應器在熱轉化反應器后的蒸汽裂化器的爐段的操作溫度以下25°C或更多(或50°C或更多，或75°C或更多)下操作。在一些實施方案中，優(yōu)選級聯(lián)所述較輕液體和氣體通過蒸汽裂化器的輻射段而不冷凝。通過緊密地整合兩種轉化方法，一種在較溫和的苛刻度下操作和一種在高苛刻度下操作，所述方法能夠將寬的多范圍的重質進料轉化為高價值的化學品。(當規(guī)定反應器或反應區(qū)為“操作在”某一溫度時，它指的是反應器或區(qū)中的材料已經(jīng)被加熱到那個溫度)。在以下附圖和說明書中，可以參考分離罐通常指任何氣/液分離器裝置。本發(fā)明的基本流程圖在圖1中顯示，其中將烴原料(包含常壓渣油)100引入第一熱轉化反應器600，其中至少30wt%(優(yōu)選至少50%，優(yōu)選至少70%，優(yōu)選約90%)的渣油轉化為1050 T -(5660C _)級分和/或石油焦炭。隨后將全部液體和氣體產(chǎn)物引入(207)到分離罐205 (通常在800-900 0F (423至482°C )下操作)，所述罐與蒸汽裂化爐200 (具有對流爐206和輻射爐250)流體相連(例如，整合到蒸汽裂化爐200)，以形成頂部氣相210和液體底部相220。隨后直接地或通過加熱器將氣相210傳送到在所述蒸汽裂化爐200的輻射爐250，所述加熱器例如為傳送管加熱器或蒸汽裂化器200的對流段206，其中輻射段通常在750至900°C下操作，并且至少30wt%(優(yōu)選40%或更多)的輻射段進料被轉化成輕質烯烴(例如C2、C3、C4),所述輕質烯烴從離開輻射爐的材料221中回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。本發(fā)明方法的另一基本流程圖在圖2中顯示，其中加熱包含渣油的烴原料100(通常在蒸汽裂化爐的對流爐206中)并且，優(yōu)選至少10wt% (優(yōu)選至少20wt%，優(yōu)選至少25wt%，或從約20-30%)的減壓渣油被轉化為1050 0F ^(566 0C _)餾分。將全部進料加熱至約750-850 0F (399-454°C )。隨后將加熱的原料傳送207至分離罐205 (優(yōu)選整合到蒸汽裂化爐中)，通常在800-900 T (423-4820C )下操作。隨后將加熱的原料分離(通常通過離心力和聚結的液滴的重力沉降在閃蒸罐中分離)以形成頂部氣相210和包含所述渣油的液體底部相220。隨后，將液體底部相220傳送到熱轉化反應器300，任選地包含焦炭顆粒，其中其被更高地轉化成更輕質的在1050 T (5660C )以下沸騰的分子223。隨后，將所述更輕質的分子223傳送到分離罐205*(通常在800-900°C下操作)，所述罐優(yōu)選整合到蒸汽裂化爐中，以形成第二頂部氣相210*和第二液體底部相220'隨后將頂部氣相210*傳送到在蒸汽裂化爐中的輻射爐250*(通常在750-900°C下操作)，優(yōu)選為分離罐205*與之整合的蒸汽裂化爐。之后，至少30wt%(優(yōu)選至少40%)的輕質烯烴(例如，C2、C3、C4烯烴)由離開輻射爐225的材料中回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。本發(fā)明方法的另一個基本流程圖在圖3中顯示。將重質原料原油或減壓渣油101 (優(yōu)選包含約10-50%的在減壓渣油范圍(1050 0F + (5660C +)中沸騰的分子)100進料到第一蒸汽裂化爐200中，所述第一蒸汽裂化爐200包括整合的分離罐205。將全部進料在爐的對流段206中加熱至約750-850 0F (399-455°C )。全部進料傳送207進入分離罐分離裝置205，其中在約1000-1100 T (538-593°C )以下沸騰的分子被蒸發(fā)(或保持蒸發(fā)的)并且與保持在液相的更重質的化合物分離。材料通常在大約800-850 °F (427-454°C )的溫度下進入所述罐并且通過使用蒸汽汽提或用輕質烴提取促進蒸發(fā)。氣體通過頂部210進入第一蒸汽裂化爐的輻射段250，然而重質液體從分離罐220的底部取出。隨后將重質液體分子加入到第二轉化反應器300中，其中重質液體被熱裂化成更輕質的分子。隨后，使輕質分子通過221進入到整合在蒸汽裂化爐(未示出)中罐分離設備400，其中在約538-593°C以下沸騰的分子被蒸發(fā)(或保持蒸發(fā))并且從仍然在液相中的更重質的化合物中分離。材料通常在約427-470°C的溫度下進入所述罐并且通過使用蒸汽汽提或用輕質烴提取促進蒸發(fā)。蒸氣通過管線410通過頂部進入蒸汽裂化爐的輻射段(未示出)，然而底部料流通過管線420由分離罐的底部取出?？梢詫⒄羝氲秸羝鸦癄t中(未示出)。來自分離罐的底部料流420除其它以外可以用于燃料油。在優(yōu)選的實施方案中，離開熱轉化反應器的材料不會再引入第一蒸汽裂化器中。優(yōu)選來自幾個配備有分離罐的爐的重質液體結合以在第二減壓渣油轉化反應器中實現(xiàn)更好的規(guī)模經(jīng)濟。第二轉化反應器可以直接與蒸汽裂化爐結合并且可以采用延遲焦化器、流化焦化器、菲克斯焦化器(flexicoker)、減粘裂化器、催化加氫減粘裂化器或其它合適的轉化反應器設計的形式。任選地，在進入焦化反應器之前，可以通過在重沸器或爐中再加熱或通過與高溫氣體例如蒸汽或氫氣接觸進一步使進料預熱至約800-900 0F (427-4820C ) 在第二轉化反應器中，高比例的減壓渣油分子(例如，約50%以上)被熱裂化成在1050 T (5660C )以下沸騰的更輕質的分子。減壓渣油分子的一次通過轉化通常在減粘裂化中為30-60%的范圍，或一次通過催化加氫減粘裂化或焦化最多達95%或更多。這通過平衡反應時間和停留時間，并且在絕熱下操作的轉化容器中提取更輕的液體產(chǎn)物實現(xiàn)。為了保持在高水平渣油轉化下或更低氫含量進料的氫平衡，大部分的重質減壓渣油分子被轉化為低氫含量的固體焦炭產(chǎn)品或轉為化更重的焦油狀底部餾分。在催化加氫減粘裂化器中，除了產(chǎn)生低氫含量的更重的焦油狀底部餾分，加入氫氣以給料雜原子以生產(chǎn)氏5、見13和H2O,和加至裂化的烯烴片段以防止焦化。在延遲焦化器的情況下，繼續(xù)反應直至所述罐逐漸填充固體焦炭。隨后將進料切換到第二罐，同時將焦炭從第一罐中回收，并且以循環(huán)的方式繼續(xù)該方法。在優(yōu)選的實施方案中，將來自焦化反應的氣體和液體產(chǎn)物進料到并入整合分離罐的第二蒸汽裂化爐。與第一爐比較(或用于供應焦化器進料的爐組)，該爐可以在略微較低的分離罐溫度或切割點下操作，優(yōu)選第二分離罐在第一分離罐的操作溫度以下25°C或更多(優(yōu)選50°C或更多，優(yōu)選75°C或更多)下操作。在焦化(或第二轉化)反應器中產(chǎn)生的更輕質的分子保持蒸發(fā)并且傳送至蒸汽裂化器的輻射段，而更重質的減壓瓦斯油(VGO)分子和未在焦化器中轉化的材料從第二分離罐的底部取出。在優(yōu)選的實施方案中，這些分子通過其它手段處置，例如混入燃料油，并且如通常在燃料焦化方法中實踐的，不反向循環(huán)到焦化器。在另一優(yōu)選的實施方案中，來自焦化器頂部的熱氣可以部分使用冷卻器VGO或焦化器的出口和分離罐 入口之間的蒸餾物料流驟冷，以促進更低氫含量的更重VGO組分的進一步冷凝。
雖然減壓渣油焦化和瓦斯油蒸汽裂化是眾所周知的方法，但是焦化器與包括整合的分離罐的蒸汽裂化爐的整合是未知的。此外，通常優(yōu)選使底部料循環(huán)至消失操作焦化器以最大化更輕質燃料組分或燃料原料的產(chǎn)率。這種底部循環(huán)操作生產(chǎn)非常難熔的化合物，例如庚烷不可溶多核芳香烴，其作為化學品進料是不合適的。特別不適合的原料是包含4個或更多稠芳環(huán)的分子。燃料焦化器通常裝備有大的主分餾器，其通過與焦化器產(chǎn)物混合用于預熱新鮮進料和通過混合焦化器原料和焦化器罐氣體料流用于擦洗夾帶液滴的焦化器氣體。底部料與這種新鮮進料重新進入反應器。在整合的蒸汽裂化方法中，消除了該主分餾器。在本發(fā)明的實踐中，整合的分離罐是特別有效率的并且對于重質進料蒸汽裂化和焦化方法的操作是有效的并且不結垢，因為其允許氣體和重質液體之間的切割點容易地與原料性質一致變化。一種特別優(yōu)選的設置是熱裂化方法與蒸汽裂化器的直接整合。直接整合是指蒸汽裂化器對流段加熱進入熱轉化設備的進料并且將熱轉化設備的流出物直接傳送到分離罐，并且隨后傳送到輻射段而不通過任何中間熱交換器。優(yōu)選本文使用的熱轉化反應器包括延遲焦化器、流化焦化器、Flexicokers 、減粘裂化器和催化加氫減粘裂化器。熱轉化反應器優(yōu)選的基本設置與延遲焦化器相似。具體地所述方法:i)在略微較低苛刻度下操作(例如，從 800-900 0F (427-4820C )，優(yōu)選 800-850 0F (427-454°C ))，
ii)使用約0.1-1.0kg蒸汽每kg洛油原料，iii)在更低的烴氣體分壓和/或更短的氣體停留時間下操作焦化罐，iv)在整合的分離罐設備中由夾帶的重質液體分離焦化氣，和V)優(yōu)選一次通過操作而沒有底部循環(huán)。延遲焦化在P.J.Ellis和C.A.Paul題名為“Tutorial:Delayed Coking Fundamentals.，，文章 29a, Topical Conference on RefineryProcessing, 1998Great Lakes Carbon Corporation (其可以從 http: //www.coking, com/DEC0KTUT.pdf下載)的文章中描述。在延遲焦化器中，通過在作為蒸餾塔的罐中直接接觸使產(chǎn)物氣和夾帶的液體與更冷的進料熱交換。這種罐通常在接近50psig(345kPa)下操作。該技術導致完全轉化成離開作為蒸餾塔的罐的氣體的重質焦化器液體和在焦化罐中聚集的焦炭的反復使用的廢止。離開作為蒸餾塔的罐的底部預熱液體進料和熱交換器通常在360-400°C。將這種熱的液體傳送通過一個泵，所述泵將液體壓力提升至300-600psig(2.1-4.1 MPa)。熱加壓的進料流動通過焦化器爐,在其中所述進料被加熱至接近500°C。接近500°C和60psig(414kPa)的爐流出物流入焦化罐中，所述焦化罐從蒸汽和夾帶的液滴中分離固體焦炭。隨后可以去除揮發(fā)組分并且將其傳送到蒸汽裂化器(優(yōu)選具有整合分離罐的蒸汽裂化器)，而留下焦炭。傳送到蒸汽裂化器的材料隨后被轉化為烯烴。在另一個實施方案中，在加熱區(qū)(例如延遲焦化器)中加熱來自第一氣/液分離器的液相至焦化溫度(例如最高達649°C)并且隨后傳送到焦化區(qū)，其中在頂部收集揮發(fā)物并且形成焦炭。優(yōu)選地，使來自第一氣/液分離器的液相經(jīng)受延遲焦化，其涉及石油渣油的熱分解以生產(chǎn)多種 沸騰范圍的氣、液料流和焦炭。在延遲焦化方法中，在燒制的加熱器或管式爐中快速加熱來自第一氣/液分離器的液相，隨后將來自第一氣/液分離器的加熱的液相傳送到焦化罐，所述焦化罐保持在焦化發(fā)生的條件，通常在大于約400°C的溫度超-大氣壓力下。在焦化罐中的加熱的進料還形成被移除和傳送到蒸汽裂化器的揮發(fā)性組分(優(yōu)選具有整合的分離罐的蒸汽裂化器)，并將焦炭留下。傳送到蒸汽裂化器的材料隨后被轉化成烯烴。如果使用催化加氫減粘裂化反應器作為熱轉化反應器300，那么重質油與催化劑(例如金屬硫化物)和分子的含氫氣體(例如H2、合成氣、燃料氣)混合，并且高比例的減壓渣油分子，例如至少約60%，甚至約60-80%之間，或甚至最高達95%被轉化成較輕的在1050°C (566°C )以下沸騰的分子。通常操作條件包括785-900 °F (418-482°C )的溫度，2-100分鐘的停留時間(0.1-5LHSV(液時空速))，500-5000SCF/B的氫處理率，和100-3000psig(0.689-20.7MPa)的操作壓力。優(yōu)選的條件為約 785-860 °F (418-460°C ),10-40 分鐘(0.2-2LHSV)，1000-2500SCF/B，和 500_1500psig (3.45-17.2MPa)。雖然其它設計是可能的，但通常的反應器設計包括盤管反應器、結合泵環(huán)繞裂化反應器的盤管反應器，或帶有液體再循環(huán)的漿態(tài)鼓泡床。通常，優(yōu)化反應器條件以匹配進料質量；例如，更低的質量進料可要求更苛刻的條件以實現(xiàn)50-95%范圍的高轉化，優(yōu)選約60-80%。使用常規(guī)的設施(高和低壓分離器)在反應器之后移除氣體和液體產(chǎn)物并且循環(huán)未使用的氫氣至該方法。在催化加氫減粘裂化方法中使用的催化劑通?；诹蚧镞^渡金屬。最通常的金屬是Mo、Ni和Co。當該方法以衆(zhòng)料操作時,催化劑通?；诜稚⒃谔假|主體(a.k.a Microcat )的微米或亞微米尺寸的金屬硫化物顆粒。所述Microcat:馨可以基于硫化鑰；其它過渡金屬硫化物例如由鎢、釩、鐵、鎳和鈷生產(chǎn)的那些；或與一種或多種這些可選擇的過渡金屬硫化物結合的硫化鑰，或可選擇的過渡金屬硫化物的組合。雖然單獨鑰對于許多進料提供了令人滿意的操作，其它金屬或多金屬催化劑體系的使用可以對渣油的轉化、氫氣加成和脫硫提供了改進的性能，例如更高的催化活性。新鮮的催化劑通常通過將重質VGO餾分和低成本催化劑前體，例如鑰酸銨或磷鑰酸混合并且加熱至600-800 0F (316-4270C ) 10-60分鐘形成。催化劑的預形成優(yōu)選在氫和H2S或元素硫存在下進行。以該方式生產(chǎn)的Microcat 在許多轉化、過濾和再使用循環(huán)中是穩(wěn)定的。然而，催化劑可以在長的時間內去活化。由于這一原因，從方法中去除小清除料流可以是有利的。這種“用過的”催化劑可以在單獨的設備中再生或再次形成新鮮的催化劑前體。當方法在固定床操作時，采用通常用于固定床渣油加氫脫硫(由包括650+渣油的進料生產(chǎn)低硫燃料油)、FCC進料預處理，和重質進料加氫裂化器的常規(guī)固定床催化劑。

在1960年代，Exxon開發(fā)了本文可用的Flexicoking 方法并且在寬范圍的在先專利以及關于渣油加工技術的教科書中詳細描述。例如，美國專利N0.3，671，424，通過引入并入本文，描述并舉例了合適的流化焦化設備和方法用于本文的用途。在另一個實施方案中，將離開第一氣/液分離器的液相進一步加熱到例如 1000-1200 0F (538-649 °C )，優(yōu)選 1100-1200 0F (593-649 °C )，優(yōu)選約1125-1190 T (607-6430C )的溫度，通常在蒸汽裂化器的對流段的較低盤管中進行，其中通常一部分加熱的材料通常是減粘裂化的，然后使用水(例如蒸汽)驟冷并蒸發(fā)減粘裂化的材料。隨后將蒸發(fā)的減粘裂化材料傳送到第二氣/液分離器，其中減粘裂化的材料被分離成第二液相和第二氣相。第二氣相隨后被引入蒸汽裂化器(在對流段或輻射段、或二者)并且從離開輻射爐的材料中回收至少30wt%的烯烴(優(yōu)選40%或跟多，優(yōu)選50wt%或更多)(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。通常，反應動力學和反應熱計算顯示當將渣油暴露于1200 T (649°C)粗略地2秒，獲得幾乎完全的減粘裂化轉化。但因為減粘裂化是吸熱反應，僅快速加熱至1200 °F ^49°C)是不夠的。在隨后的減粘裂化中，渣油冷卻至粗略地發(fā)生60%的950 0F + (5100C +)至950 0F _(510°C _)轉化的程度。更高的溫度增加了減粘裂化的轉化率，但第二焦化反應也發(fā)生。因此，在優(yōu)選的實施方案中，在較低的對流段中快速加熱來自第一分離罐的底部料流至 1000-1200 0F (538-6490C )(優(yōu)選 1100-1200 0F (593-649°C )，優(yōu)選約1200 T (649°C))，其中煙氣熱連續(xù)的取代了吸熱損失。為了最小化在對流段中的結垢，將底部料流僅在單程中加熱以便高速度的渣油連續(xù)地將焦炭前體從內表面洗掉。如果確實發(fā)生一些焦化，周期性的蒸汽/空氣脫焦將灼燒/使其從管上剝落。在可選擇的實施方式中，對流管可以是通過固體外管圍繞的多孔燒結的金屬，其中蒸汽在環(huán)面中。蒸汽壓力高于引起蒸汽滲出燒結內管的工藝壓力從而防止焦炭沉積。隨后，在離開對流段時，將減粘裂化的底部料(例如，1000-1200 °F (538-649°C ))快速驟冷，否則額外的停留時間可造成過度的焦化。蒸汽和/或水是優(yōu)異的驟冷介質，因為它們使大量新生成的輕質烴餾分蒸發(fā)降低了烴分壓。注意，在該驟冷操作中，存在充足的液體，其防止焦化。在氣相中，兩分子的焦化反應是不占優(yōu)勢的(與液相相比)，因為烴濃度低。在優(yōu)選的實施方案中，任何仍然可在氣相發(fā)生的結垢通過驟冷至 840 T (449°C)避免。在任選的實施方案中，來自主分離罐的一部分底部料流可以有助于驟冷操作。在另一個實施方案中，小的第二分離罐從剩余的渣油中分離減粘裂化的輕質烴。如第一分離罐，至第二罐的管道接合剩余的液體，其隨后在所述罐中與烴氣體/蒸汽混合物分離。通過在 840 T (449°C)操作所述第二罐，在氣相中的結垢將很低。因此，可以將氣體傳送到第一分離罐或第一罐的頂部管線。或者，可以將來自驟冷的氣/液加入第一分離罐上游的管線，消除了對第二分離罐的需要。此外，雙分離罐設計允許來自第一分離罐的底部料流僅僅一次激烈地減粘裂化，降低了嚴重焦化的可能性。注意，第二分離罐溫度不那么高(烴分壓也不那么低)以致底部料流將不能流動和/或不能流出。蒸汽伴熱通常 進一步降低氣相結垢。焦化測試顯示過度加熱焦爐氣至到達1250 T ^77°C)使在旋流器中的結垢最小化，推測是通過防止液體沉積主焦化機構。因此，本發(fā)明的一個優(yōu)選的實施方案是通過用過熱的蒸汽使氣/液分離下游的所有容器和管線蒸汽伴熱而防止液體沉積。所述位熱蒸汽(其比工藝氣體顯著更熱)，如果這些管線只是隔熱的，那么消除了可能存在的冷點。甚至更熱的蒸汽可以用于過度加熱氣體至有限程度。如果需要，一些伴熱蒸汽可以直接注射到氣體中以提供進一步的過熱。本發(fā)明的一個顯著的優(yōu)點重質進料的高利用性，而沒有過分的焦化。對于本發(fā)明方法的另一個基本流程圖在圖4中顯示。將重質原料原油或渣油101 (優(yōu)選包含約10%-50%的在減壓渣油范圍(1050 0F + (566°C +))沸騰的分子)加料到第一蒸汽裂化爐200中，所述第一蒸汽裂化爐200包括整合的分離罐205。在所述爐的對流段206將整個進料加熱至約800-900 °F (427_482°C )。將全部預熱進料通到207分離罐分離設備205，其中蒸發(fā)(或保持蒸發(fā))在約1000-1100 °F (538-593°C )以下沸騰的分子，并且從更重的仍然在液相中的化合物分離。材料通常在約800-850 °F (427-454°C )的溫度進入所述罐和通過使用蒸汽汽提或用輕質烴提取促進蒸發(fā)。氣體通過210進入第一蒸汽裂化爐的輻射段250，而重質液體由分離罐220的底部取出。隨后，將重質液體分子加入爐的對流段206 (或通過與新鮮進料混合或通過傳送至分離的加熱盤管區(qū))，其中重質液體被減粘裂化成更輕的分子。將水或蒸汽227引入以蒸發(fā)更輕的分子(通常在對流段外)。隨后使減粘裂化的輕質分子通過221至分離罐分離設備400，所述分離罐分離設備400整合在蒸汽裂化爐中(未示出)其中蒸發(fā)(或保持蒸發(fā))在約538-593 以下沸騰的分子，并且從仍然在液相中的更重的化合物中分離。將蒸氣通過410進入蒸汽裂化爐的輻射段(未示出)，而底部料從分離罐的底部通過管線420取出?？梢詫⒄羝氲秸羝鸦癄t(未示出)。來自分離罐的底部料420除其它以外可以用于燃料油。在優(yōu)選的實施方案中，離開熱轉化反應器的材料不重新引入到第一裂化器中。在優(yōu)選的實施方案中，在分離罐中主轉化和分離之后保留的剩余減壓渣油不回收以額外轉化為化學品。這一剩余的材料包含非常難熔的化合物，例如庚烷不可溶的多核芳香烴，其對于化學品進料不是優(yōu)選的。這些剩余的分子通過將其混入燃料油或任選的在分離的精煉廠渣油轉化裝置中轉化以生產(chǎn)燃料得到更好的利用。在另一優(yōu)選的實施方案中，在本發(fā)明中轉化的減壓渣油進料包含高于10.0wt%的氫，優(yōu)選高于11.0wt%。在另一優(yōu)選的實施方案中，進入熱轉化反應器(例如焦化器或延遲焦化器)的進料包含高于10.0wt%的氫,優(yōu)選高于11.0wt%,優(yōu)選高于11.5wt%,基于進料的重量。在另一個實施方案中，離開熱轉化反應器(例如焦化器或延遲焦化器)的氣體的溫度為 750-900 0F (399-482 °C )，優(yōu)選 780-860 0F (416-460 °C )，優(yōu)選800-850 0F (427-454 °C ) 在另一個實施方案中，在熱轉化反應器中的壓力最多達30psig(207kPa)，優(yōu)選最多達 25psig (172kPa)，優(yōu)選從 l_20psig (138kPa)。在優(yōu)選的實施方案中，當由第一蒸汽裂化爐的對流段通到整合的第一分離罐時，未冷卻烴原料。未冷卻指的是優(yōu)選原料液體和氣體的混合料流的溫度降低不超過30°C (或不超過50°C，或不超過100°C )。同樣地在另一個實施方案中，當由第二蒸汽裂化爐的對流段通到整合的第二分離罐時，未冷卻烴原料。在本文描述的方法的另一實施方案中，在進入到整合的分離罐之前，將熱轉化材料(例如渣油或液體底部相)傳送到蒸汽裂化器的對流段。在另一個實施方案中，將分子氫(通常含分子氫的氣體)在方法中任何點加入到加熱的原料中。在另一個實施方案中，可以在方法中的任何點將蒸汽添加到加熱的原料中。這尤其是可用于幫助在整合的分離罐區(qū)中的蒸發(fā)。在特別優(yōu)選的實施方案中，熱轉化反應器在649°C或更低下操作，優(yōu)選640°C或更低，優(yōu)選630°C或更低。在一個特別優(yōu)選的實施方案中，熱轉化反應器是低苛刻條件(例如，小于860 T (4600C )的溫度和30kPa或更低的壓力)下操作的延遲焦化器，并且將來自延遲焦化器的輸出直接傳送到整合在蒸汽 裂化器上的分離罐(在傳送到整合的分離罐之前，可將來自延遲焦化器的輸出穿過蒸汽裂化器的對流段)。在這一方案中，進入延遲焦化器的進料在蒸汽裂化器的對流段中加熱并且來自延遲焦化器罐的流出物直接在分離鍋中流動，所述分離鍋與蒸汽裂化器輻射段整合。給定的焦化罐可以被整合以供應進料至一個或多個配備有整合的分離罐的蒸汽裂化爐。帶有一個或多個爐的多個焦化罐和分離鍋的整合也是可能的。代替一個罐，可以有兩個或三個罐并聯(lián)。一個罐可以在蒸汽上，并且其它被騰空焦炭。
在特別優(yōu)選的實施方案中，將減壓渣油通入蒸汽裂化對流段中，隨后傳送到氣/液分離器(其中氣/液分離器與蒸汽裂化器流體相連，特別與蒸汽裂化器的對流段流體相連)，其后將渣油轉化成氣相和液相。將氣相傳送到相同或不同的蒸汽裂化器，在輻射段或對流段，或二者。將液相傳送到熱轉化區(qū)，例如焦化器、延遲焦化器、菲克斯焦化器、催化減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器，其中將其轉化成氣體或液體料流和焦炭。隨后將氣體或液體料流傳送進蒸汽裂化器(優(yōu)選不同于第一蒸汽裂化器的蒸汽裂化器)的對流段和之后傳送至氣/液分離器(其中氣/液分離器與蒸汽裂化器流體相連，特別是蒸汽裂化器的對流段流體相連)，和之后將加熱的氣體或液體料流轉化為氣相和液相，和將所述氣相傳送到相同或不同的蒸汽裂化器中，在輻射或對流段，或二者。在另一個實施方案中，本發(fā)明涉及:1.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括:(a)將包含減壓渣油的烴原料傳送到第一熱轉化區(qū)，其中將所述原料加熱到小于6490C的溫度(例如，在小于649°C下操作)，其中至少30wt%(至少50wt%，至少70wt%或至少90wt%)的減壓渣油被轉化為在566°C以下沸騰的材料；(b)將所述熱轉化的渣油引入到氣/液分離器，以形成氣相和液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連； (C)將所述氣相傳送至所述蒸汽裂化爐；和(d)從離開蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。2.段落I的方法，其中來自步驟(b)的氣/液分離器的液體底部相:被帶到(例如，加熱或冷卻)538-6490C的溫度(或者，小于649°C )以減粘裂化至少一部分的液體底部相；之后將減粘裂化的液體底部相驟冷并且隨后傳送到第二氣/液分離器，其中減粘裂化液體底部相被分離成第二液相和第二氣相；其后將第二氣相然后引入到步驟(c)的蒸汽裂化爐。3.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括:(a)加熱包含減壓渣油的烴原料和轉化至少10wt%的減壓渣油成在566°C以下沸騰的材料；(b)將所述加熱的烴原料傳送至氣/液分離器；(C)在所述分離器中閃蒸所述加熱的烴原料以形成氣相和包含所述渣油的液相；(d)將至少一部分來自所述分離器的所述含渣油的液相傳送到第一熱轉化區(qū)；(e)將所述熱轉化的液相傳送至氣/液分離器以形成第二氣相和第二液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連；(f)將所述第二氣相傳送至所述蒸汽裂化爐以熱轉化(至少一部分)所述第二氣相；和(g)從離開所述蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。4.段落3的方法，其中將來自步驟(c)的液相加熱到538-649°C的溫度以減粘裂化至少一部分液相；之后將減粘裂化的液相驟冷并隨后傳送至另一氣/液分離器，其中減粘裂化液相被分離成減粘裂化的液相和減粘裂化的氣相；其后將減粘裂化的氣相引入到步驟(d)的熱轉化區(qū)。5.段落1-4的任一方法，其中將來自權利要求1中步驟(b)中的氣/液分離器的權利要求I中的液體底部相或來自權利要求2中步驟(c)的液相加熱至593-649°C的溫度。6.段落1-5的任一方法，其中熱轉化區(qū)包含焦炭顆粒，其中所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比率(wt/wt)(優(yōu)選至少3:1,優(yōu)選至少5:1，或從1:1至50:1，優(yōu)選從3:1至30:1)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量。7.段落1-5的任一方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器。8.段落1-5的任一方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器。9.段落1-8的任一方法，其中所述熱轉化區(qū)在熱轉化區(qū)之后蒸汽裂化器的爐段的操作溫度以下25°C或更多下操作。10.段落1-9的任一方法，其中減壓渣油進料包含高于10.0wt%的氫。11.以上權利要求的任一方法，其中進入熱轉化區(qū)的進料包含高于11.0wt%的氫。12.段落1-11的任意方法，其中離開熱轉化區(qū)的氣體的溫度是399_482°C。13.段落1-12的任一方法，其中在進入氣/液分離器之前，將權利要求1的熱轉化渣油傳送至蒸汽裂化 器的對流段。14.段落2-13的任一方法，其中在進入到氣/液分離器之前，將權利要求2的熱轉化液相傳送到蒸汽裂化器的對流段。15.段落1-14的任一方法，其中在所述方法中的任意點將氫或蒸汽加入到加熱的原料。16.段落1-15的任一方法，其中所述蒸汽裂化器對流段加熱至熱轉化區(qū)的進料，并且將熱轉化區(qū)的流出物直接傳送到氣/液分離器，并隨后傳送至蒸汽裂化器的輻射段，而不傳送通過任何中間熱交換器。17.段落1-16的任一方法，其中至少40wt%的烯烴從離開輻射爐的材料回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。18.段落1-17的任一方法，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器。19.段落1-18的任一方法，其中第一熱轉化區(qū)是催化加氫減粘裂化器。20.段落1-19的任一方法，其中第一熱轉化區(qū)是在400至小于649°C的溫度下操作的加氫減粘裂化器。21.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的系統(tǒng)，包括:a)在小于649°C的溫度下操作的第一熱轉化區(qū)，其選自:延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器，所述第一熱轉化區(qū)與b)蒸汽裂化爐流體相連，所述b)蒸汽裂化爐具有與所述爐流體相連的氣/液分離器。22.段落21的系統(tǒng)，進一步包括與所述熱轉化區(qū)流體相連的第二氣/液分離器。23.段落21或22的系統(tǒng)，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器，所述流化焦化器包括:i)流化床氣化器，ii)傳送管線反應器，其包括與所述分離器較低部分流體相連的烴進料口，和熱解產(chǎn)物出口管線，
iii)固體管道，其將所述流化床氣化器的較低部分與所述傳送管線反應器連接，和iv)至少一個旋風分離器，其具有連接到所述熱解產(chǎn)物出口管線的入口，在所述旋風分離器頂部的裂化產(chǎn)物出口，和在所述旋風分離器底部的固體出口。24.段落23的系統(tǒng)，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。25.段落23或24的系統(tǒng)，其中所述流化焦化器進一步包括流化床加熱器容器，其具有連接所述加熱器容器較低部分和所述氣化器的再循環(huán)固體管道，和至少一個氣體管道，所述氣體管道在所述氣化器的較高部分和所述加熱器容器的較低部分之間連接。26.段落23-25的任一系統(tǒng)，其中所述旋風分離器固體出口連接到所述流化床氣化器或所述加熱器容器的任意一個或二者。27.段落23-26的任一系統(tǒng)，包括連接所述加熱容器和所述氣化器較低部分的兩個固體管道。28.段落23-27的任一系統(tǒng)，其中所述傳送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體管道和所述烴進料入口連接到所述反應器的較低部分。29.段落23-28的任一系統(tǒng)，其中所述傳送管線反應器是下降流反應器，其中所述固體管道和所述烴進料入口連接到所述反應器的較高部分。在另一個實施方案中，本發(fā)明涉及:1A.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括:(a)將包含減壓渣油的烴原料傳送到第一熱轉化區(qū)，其中將所述原料加熱到小于649°C的溫度，其中至少30wt%的減壓渣油被轉化`為在566°C以下沸騰的材料；(b)將所述熱轉化的渣油引入到氣/液分離器以形成氣相和液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連；(C)將所述氣相傳送至所述蒸汽裂化爐(優(yōu)選蒸汽裂化爐中的輻射爐)；和(d)從離開蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。2A.段落IA的方法，其中來自步驟(b)的氣/液分離器的液體底部相:被帶到538-6490C的溫度以減粘裂化至少一部分的液體底部相；之后將減粘裂化的液體底部相驟冷并且隨后傳送到第二氣/液分離器，其中減粘裂化液體底部相被分離成第二液相和第二氣相；其后將第二氣相然后引入到步驟(c)的蒸汽裂化爐。3A.段落IA的方法，其中來自步驟(b)的氣/液分離器的液體底部相被加熱到593-649 °C 的溫度。4A.段落IA的方法，其中熱轉化區(qū)包含焦炭顆粒，其中所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比率(wt/wt)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量。5A.段落IA的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器。6A.段落5A的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器。7A.段落IA的方法，其中所述熱轉化區(qū)在熱轉化區(qū)之后蒸汽裂化器的爐段的操作溫度以下25°C或更多下操作。8A.段落IA的方法，其中減壓渣油進料包含高于10.0wt%的氫。
9A.段落IA的方法，其中進入熱轉化區(qū)的進料包含高于11.0wt%的氫。10A.段落IA的方法，其中離開熱轉化區(qū)的氣體的溫度是399_482°C。11A.段落IA的方法，其中在進入氣/液分離器之前，將權利要求1的熱轉化渣油傳送至蒸汽裂化器的對流段。12A.段落IA的方法，其中在所述方法中的任意點將氫或蒸汽加入到加熱的原料。13A.段落IA的方法，其中所述蒸汽裂化器對流段加熱至熱轉化區(qū)的進料，并且將熱轉化區(qū)的流出物直接傳送到氣/液分離器，并隨后傳送至蒸汽裂化器的輻射段，而不傳送通過任何中間熱交換器。14A.段落IA的方法，其中至少40wt%的烯烴從離開輻射爐的材料回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。15A.段落IA的方法，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器。16A.段落IA的方法，其中第一熱轉化區(qū)是催化加氫減粘裂化器。17A.段落IA的方法，其中第一熱轉化區(qū)是在400至小于649°C的溫度下操作的加氫減粘裂化器。18A.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括:(a)加熱包含至少lwt%的減壓渣油的烴原料，基于烴原料的重量，并且將至少10wt%的減壓渣油轉化為在566°C以下沸騰的材料；(b)將所述加熱 的烴原料傳送至氣/液分離器；(C)在所述分離器中閃蒸所述加熱的烴原料以形成氣相和包含所述渣油的液相；(d)將至少一部分來自所述分離器的所述含渣油的液相傳送到第一熱轉化區(qū)；以熱轉化至少一部分所述含渣油的液相；(e)將所述熱轉化的液相傳送至氣/液分離器，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連，以形成第二氣相和第二液相；(f)將所述第二氣相傳送至所述蒸汽裂化爐以熱轉化至少一部分所述第二氣相；和(g)從離開所述蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。19A.段落18A的方法，其中將來自步驟(C)的液相加熱到538-649°C的溫度以減粘裂化至少一部分液相；之后將減粘裂化的液相驟冷并隨后傳送至另一氣/液分離器，其中減粘裂化液相被分離成減粘裂化的液相和減粘裂化的氣相；其后將減粘裂化的氣相引入到步驟(d)的熱轉化區(qū)。20A.段落18A的方法，將來自權利要求1中步驟(b)中的氣/液分離器的權利要求I中的液體底部相或來自權利要求2中步驟(c)的液相加熱至593-649°C的溫度。21A.段落18A的方法，其中熱轉化區(qū)包含焦炭顆粒并且所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比率(wt/wt)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量。22A.段落18A的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器。23A.段落18A的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器。24A.段落18A的方法，其中所述熱轉化區(qū)在熱轉化區(qū)之后蒸汽裂化器的爐段的操作溫度以下25°C或更多下操作。25A.段落18A的方法，其中減壓渣油進料包含高于10.0wt%的氫。26A.段落18A的方法，其中進入熱轉化區(qū)的進料包含高于11.0wt%的氫。21L段落18A的方法，其中離開熱轉化區(qū)的氣體的溫度是399_482°C。28A.段落18A的方法，其中在進入氣/液分離器之前，將權利要求1的熱轉化渣油傳送至蒸汽裂化器的對流段。29A.段落18A的方法，其中在進入到氣/液分離器之前，將權利要求2的熱轉化液相傳送到蒸汽裂化器的對流段。30A.段落18A的方法，其中在所述方法中的任意點將氫或蒸汽加入到加熱的原料。31A.段落18A的方法，其中所述蒸汽裂化器對流段加熱至熱轉化區(qū)的進料，并且將熱轉化區(qū)的流出物直接傳送到氣/液分離器，并隨后傳送至蒸汽裂化器的輻射段，而不傳送通過任何中間熱交換器。32A.段落18A的方法，其中至少40wt%的烯烴從離開輻射爐的材料回收(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。33A.段落18A的方法，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器。34A.段落18A的方法，其中第一熱轉化區(qū)是催化加氫減粘裂化器。35A.段落18A的方法，其中第一熱轉化區(qū)是在400至小于649°C的溫度下操作的加氫減粘裂化器。36A.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的系統(tǒng)，包括:a)在小于649°C的溫度下操作的第一熱轉化區(qū)，其選自:延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器，所述第一熱轉化區(qū)與b)蒸汽裂化爐流體相連，所述b)蒸汽裂化爐具有與所述爐流體相連的氣/液分離器。37A.段落36A的系統(tǒng)，進一步包括與所述熱轉化區(qū)流體相連的第二氣/液分離器。38A.段落36A的系統(tǒng)，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器，所述流化焦化器包括:i)流化床氣化器，ii)傳送管線反應器，包括與所述分離器較低部分流體相連的烴進料口，和熱解產(chǎn)物出口管線，iii)固體管道，其將所述流化床氣化器的較低部分與所述傳送管線反應器連接，和

iv)至少一個旋風分離器，其具有連接到所述熱解產(chǎn)物出口管線的入口，在所述旋風分離器頂部的裂化產(chǎn)物出口，和在所述旋風分離器底部的固體出口。39A.段落38A的系統(tǒng)，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。40A.段落38A的系統(tǒng)，其中所述流化焦化器進一步包括流化床加熱器容器，其具有連接所述加熱器容器較低部分和所述氣化器的再循環(huán)固體管道，和至少一個氣體管道，所述氣體管道在所述氣化器的較高部分和所述加熱器容器的較低部分之間連接。41A.段落38A的系統(tǒng)，其中所述旋風分離器固體出口連接到所述流化床氣化器或所述加熱器容器的任意一個或二者。42A.段落38A的系統(tǒng)，包括連接所述加熱容器和所述氣化器較低部分的兩個固體管道。43A.段落38A的系統(tǒng)，其中所述傳送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體管道和所述烴進料入口連接到所述反應器的較低部分。44A.段落38A的系統(tǒng)，其中所述傳送管線反應器是下降流反應器，其中所述固體管道和所述烴進料入口連接到所述反應器的較高部分。
實施例將一系列帶有各種質量和氫含量的三種減壓渣油經(jīng)歷表I中總結的焦化條件。為了最大化帶有降低的輕質氣體生產(chǎn)的1050 °F _餾分液體產(chǎn)物，選擇比通常實踐在苛刻度上更溫和的焦化條件。分析來自焦化反應的產(chǎn)物以確定石腦油、餾出物和瓦斯油的產(chǎn)率，并且確定基本液體產(chǎn)物質量(比重、氫含量等)。隨后，使用蒸汽裂化過程的仿真模型以估算可以由完全沸騰范圍焦化產(chǎn)物生產(chǎn)的化學產(chǎn)物的產(chǎn)率。選擇的蒸汽裂化產(chǎn)物產(chǎn)率在表2中突出?？梢匀菀卓闯鲞@一焦化加蒸汽裂化過程使得能夠高產(chǎn)率的由減壓渣油生產(chǎn)化學產(chǎn)品，包括乙烯/丙烯和丁烯。當起始減壓渣油具有在Il_12wt%或更多范圍的較高氫含量時，有利于高烯烴產(chǎn)率。重質較低價值的焦油和瓦斯油產(chǎn)物的產(chǎn)率隨著進料氫含量降低而增加。表1:各種質量減壓渣油的溫和嚴峻度的焦化
權利要求
1.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括: (a)將包含減壓渣油的烴原料傳送到第一熱轉化區(qū)，其中將所述原料加熱到小于649°C的溫度，其中至少30wt%的減壓渣油被轉化為在566°C以下沸騰的材料； (b)將所述熱轉化的渣油引入到氣/液分離器以形成氣相和液相，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連； (c)將所述氣相傳送至所述蒸汽裂化爐；和 (d)從離開蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。
2.權利要求1的方法，其中來自步驟(b)的氣/液分離器的液體底部相:被帶到538-6490C的溫度以減粘裂化至少一部分的液體底部相；之后將減粘裂化的液體底部相驟冷和隨后傳送到第二氣/液分離器，其中減粘裂化的液體底部相被分離成第二液相和第二氣相；其后將第二氣相然后引入到步驟(c)的蒸汽裂化爐。
3.權利要求1的方法，其中熱轉化區(qū)包含焦炭顆粒，所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比率(wt/wt)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量。
4.權利要求1的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器。
5.權利要求1的方 法，其中所述熱轉化區(qū)在熱轉化反應器之后蒸汽裂化器的爐段的操作溫度以下25°C或更多下操作。
6.權利要求1的方法，其中進入熱轉化區(qū)的進料包含高于11.0wt%的氫。
7.權利要求1的方法，其中在進入氣/液分離器之前，將權利要求1的熱轉化渣油傳送至蒸汽裂化器的對流段。
8.權利要求1的方法，其中在所述方法中的任意點將氫或蒸汽加入到加熱的原料。
9.權利要求1的方法，其中蒸汽裂化器對流段加熱該熱轉化區(qū)的進料并且將熱轉化反應器的流出物直接傳送到氣/液分離器，并隨后傳送至蒸汽裂化器的輻射段，而不傳送通過任何中間熱交換器。
10.權利要求1的方法，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器。
11.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法，包括: (a)加熱包含至少lwt%的減壓渣油的烴原料，基于烴原料的重量，并且將至少10wt%的減壓渣油轉化為在566°C以下沸騰的材料； (b)將所述加熱的烴原料傳送至氣/液分離器； (c)在所述分離器中閃蒸所述加熱的烴原料以形成氣相和包含所述渣油的液相； (d)將至少一部分來自所述分離器的所述含渣油的液相傳送到第一熱轉化區(qū)以熱轉化至少一部分所述含渣油的液相； (e)將所述熱轉化的液相傳送至氣/液分離器，所述分離器與蒸汽裂化爐流體相連，以形成第二氣相和第二液相； (f)將所述第二氣相傳送至所述蒸汽裂化爐以熱轉化至少一部分所述第二氣相；和 (g)從離開所述蒸汽裂化爐的輻射爐的材料回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。
12.權利要求11的方法，其中將來自步驟(c)的液相加熱到538-649°C的溫度以減粘裂化至少一部分液相；之后將減粘裂化的液相驟冷并隨后傳送至另一氣/液分離器，其中減粘裂化液相被分離成減粘裂化的液相和減粘裂化的氣相；其后將減粘裂化的氣相引入到步驟(d)的熱轉化區(qū)。
13.權利要求11的方法，其中熱轉化區(qū)包含焦炭顆粒并且所述區(qū)具有至少1:1的焦炭顆粒/新鮮進料比率(wt/wt)，基于循環(huán)焦炭固體和進入所述區(qū)的新鮮進料的重量。
14.權利要求11的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器。
15.權利要求11的方法，其中所述熱轉化區(qū)是延遲焦化器。
16.權利要求11的方法，其中進入熱轉化區(qū)的進料包含高于11.0wt%的氫。
17.權利要求11的方法，其中在進入氣/液分離器之前，將權利要求1的熱轉化渣油傳送至蒸汽裂化器的對流段。
18.權利要求11的方法，其中在所述方法中的任意點將氫或蒸汽加入到加熱的原料。
19.權利要求11的方法，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器。
20.用于裂化包含減壓渣油的烴原料的系統(tǒng)，包括: a)在小于649 °C的溫度下操作的第一熱轉化區(qū)，其選自:延遲焦化器、流化焦化器、Flexicoker 、減粘裂化器或催化加氫減粘裂化器，所述第一熱轉化區(qū)與b)蒸汽裂化爐流體相連，所述b)蒸汽裂化爐具有與所述爐流體相連的氣/液分離器。
21.權利要求20的 系統(tǒng)，進一步包括與所述熱轉化區(qū)流體相連的第二氣/液分離器。
22.權利要求20的系統(tǒng)，其中第一熱轉化區(qū)是流化焦化器，所述流化焦化器包括: i)流化床氣化器， ii)傳送管線反應器，其包括與所述分離器較低部分流體相連的烴進料口，和熱解產(chǎn)物出口管線， iii)固體管道，其將所述流化床氣化器的較低部分與所述傳送管線反應器連接，和 iv)至少一個旋風分離器，其具有連接到所述熱解產(chǎn)物出口管線的入口，在所述旋風分離器頂部的裂化產(chǎn)物出口，和在所述旋風分離器底部的固體出口。
23.權利要求22的系統(tǒng)，進一步包括在所述流化床氣化器底部的空氣/蒸汽入口。
24.權利要求22的系統(tǒng)，其中所述流化焦化器進一步包括流化床加熱器容器，其具有連接所述加熱器容器較低部分和所述氣化器的再循環(huán)固體管道，和至少一個氣體管道，所述氣體管道在所述氣化器的較高部分和所述加熱器容器的較低部分之間連接。
25.權利要求22的系統(tǒng)，其中所述傳送管線反應器是垂直提升管反應器，其中所述固體管道和所述烴進料入口連接到所述反應器的較低部分。
全文摘要
本發(fā)明涉及用于裂化包含減壓渣油的烴原料的方法和烯烴，包括(a)使減壓渣油在熱轉化反應器(例如延遲焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、減粘裂化和催化加氫減粘裂化)中進行第一熱轉化，其中至少30wt%的減壓渣油被轉化為在1050℉(566℃)下沸騰的材料；(b)將所述熱轉化的渣油引入到氣/液分離器，所述分離器被整合到蒸汽裂化爐，以形成氣相和液相；(c)將所述氣相傳送至所述蒸汽裂化爐的輻射爐中；和(d)從離開輻射爐的材料中回收至少30wt%的烯烴(基于離開輻射爐的總烴材料的重量)。
文檔編號C10G9/06GK103154203SQ201180033756
公開日2013年6月12日 申請日期2011年6月9日 優(yōu)先權日2010年7月9日
發(fā)明者S·M·戴維斯, R·C·斯特爾, 劉俊賢, S·H·布朗, P·F·柯森科思恩, A·R·迪尼克蘭托尼奧, J·J·瓦爾德洛普 申請人:?？松梨诨瘜W專利公司