CN101218321B - 烃热解排出物的加工方法 - Google Patents
烃热解排出物的加工方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN101218321B CN101218321B CN2006800247686A CN200680024768A CN101218321B CN 101218321 B CN101218321 B CN 101218321B CN 2006800247686 A CN2006800247686 A CN 2006800247686A CN 200680024768 A CN200680024768 A CN 200680024768A CN 101218321 B CN101218321 B CN 101218321B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- ejecta
- liquid
- gaseous state
- rich
- materials flow
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Fee Related
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G9/002—Cooling of cracked gases
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G9/00—Thermal non-catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Physics & Mathematics (AREA)
- Thermal Sciences (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
公开了在不采用初级分馏器的情况下处理来自烃热解装置的排出物的方法。该方法包括冷却该气态排出物，例如通过直接骤冷和/或至少一个主换热器进行冷却，从而产生高压蒸汽；然后将该气态排出物冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油是由所述排出物成分之间的反应形成的。让所得的混合气态和液态排出物穿过骤冷油分离鼓，以将骤冷油与该气态排出物分离，该气态排出物然后被冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝，在馏出物转鼓中将该馏分分离。将该冷却的气态排出物送往回收设备组以回收轻质烯烃。该含热解汽油的馏分流到尾塔，该尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
Description
相关申请的交叉引用
本申请特意地在此作为参考引入以下申请的全部公开内容：引入代理人案卷号2005B060，标题为“烃热解排出物的冷却方法”；代理人案卷号2005B061，标题为“烃热解排出物的加工方法”；代理人案卷号2005B063，标题为“烃热解排出物的加工方法”；代理人案卷号2005B064，标题为“烃热解排出物的加工方法”；和代理人案卷号2005B065，标题为“烃热解排出物的加工方法”；它们都在此引入作为参考并与本申请同时提交。
发明领域
本发明涉及来自烃热解装置，尤其是使用比石脑油更重质的原料的那些装置的气态排出物的加工方法。
发明背景
由各种烃原料制备轻质烯烃(乙烯、丙烯和丁烯)使用热解或蒸汽裂化技术。热解包括将原料充分地加热到引起较大分子的热分解。然而，热解工艺产生倾向于结合而形成高分子量材料即焦油的分子。焦油是在一定条件下可能使设备结垢的高沸点、粘稠、反应性材料。
在热解排出物离开蒸汽裂化炉之后，可以如下使焦油的形成最小化：迅速地将离开该热解装置的排出物的温度降低到焦油形成反应大大减缓的水平。
用来冷却热解装置排出物以及除去所得重油和焦油的一种技术采用换热器接着采用水骤冷塔，在该水骤冷塔中除去可冷凝物。当裂化轻质气体(主要是乙烷、丙烷和丁烷)时，已经证明这一技术是有效的，因为加工轻质原料的裂化器(统称为气体裂化器)产生较少量的焦油。结果，换热器可以有效地回收大多数有价值的热而不会结垢并且较少量的焦油可以由水骤冷分离，即使有一些困难。
然而，这一技术对于与裂化石脑油和更重质原料的蒸汽裂化器(统称为液体裂化器)一起使用是不令人满意的，因为液体裂化器产生比气体裂化器多得多的焦油。换热器可以用来从液体裂化中除去一些热，但是仅降至焦油开始冷凝的温度。在这一温度之下，不能使用常规换热器，因为它们将由换热器表面上的焦油的聚集和热降解而迅速地结垢。此外，当对来自这些原料的热解排出物进行骤冷时，所产生的一些重油和焦油具有与水大致相同的密度并且可以形成稳定的油/水乳液。此外，通过液体裂化产生的较大量的重油和焦油将导致水骤冷操作失效，这使得难以从冷凝水中产生蒸汽和难以按环境上可接受的方式处理过量的骤冷水以及重油和焦油。
因此，在大多数工业液体裂化器中，来自裂化炉的排出物的冷却通常使用输送管线换热器***、初级分馏器和水骤冷塔或间接冷凝器来实现。对于典型的比石脑油更重质的原料，输送管线换热器将工艺料流冷却到大约1100
(594℃)，从而有效地产生可以用于工艺其它地方的超高压蒸汽。初级分馏器通常用来将焦油冷凝和使焦油与更轻质液态馏分(称为热解汽油)分离，并用来回收大约200-600
(90-316℃)之间的热。水骤冷塔或间接冷凝器进一步将离开该初级分馏器的气流冷却到大约100
(38℃)，以使存在的大部分稀释蒸汽冷凝和使热解汽油与该气态烯属产物分离，然后将它送到压缩机。有时，称为蒸汽裂化瓦斯油(其在比方说大约400-大约550
(200-290℃)的范围内沸腾)的中间沸程料流还作为侧料流产生。
然而，初级分馏器是非常复杂的一件设备，它通常包括油骤冷部分、初级分馏器塔和一个或多个外部油泵唧循环回路。在骤冷部分，添加骤冷油以将排出物料流冷却到大约400-大约550(200-290℃)，从而冷凝存在于该料流中的焦油。在初级分馏器塔中，冷凝的焦油与该料流的剩余部分分离，在一个或多个泵唧循环区中通过循环油除去热并在一个或多个蒸馏区中将热解汽油馏分与更重质物质分离。在一个或多个外部泵唧循环回路中，使用间接换热器将从初级分馏器排出的油冷却然后返回到该初级分馏器或直接骤冷点。
具有与其相关的泵唧循环的初级分馏器是整个裂化***中最为昂贵的构件。初级分馏器塔本身是工艺中最大的单件设备，通常对于中型液体裂化器来说，其直径为大约二十五英尺，高度超过一百英尺。该塔是较大的，因为它实际上在大量低压气体存在下分馏两种少量组分，即焦油和热解汽油。泵唧循环回路同样是较大的，在中型裂化器的情况下，每小时处理超过1.3百万千克(3百万磅/小时)的循环油。泵唧循环线路中的换热器必须较大，原因在于高流量、以有用水平回收热所必须的紧温差(temperature approach)，以及结垢的容限。
此外，初级分馏器具有许多其它的限制和问题。具体来说，热传递发生两次，即从气体到塔内部的泵唧循环液体然后从该泵唧循环液体到外部冷却设施。这实际上需要对两个热交换***的投资，并对除热要求两个温差(或差量)，从而降低热效率。
此外，尽管焦油和汽油料流之间发生分馏，这两种料流通常必须进一步加工。有时，需要对焦油进行汽提以除去轻质组分，而汽油可能需要进行再分馏以达到它的终点规格。
此外，初级分馏器塔和其泵唧循环回路易于结垢。焦炭在该塔的底部部分聚集并且必须在设备检修过程中最终除去。泵唧循环回路也受结垢影响，从而需要从过滤器中除去焦炭并且定期清理结垢的换热器。塔中的塔板和填料有时受结垢影响，这可能限制设备生产。***还含有显著存量的可燃液体烃，这从固有安全性观点出发是不合乎需要的。
本发明设法提供处理热解装置排出物，尤其是来自比石脑油更重质的含烃原料的蒸汽裂化的排出物的简化方法。重质原料裂化通常比石脑油裂化更经济有利，但是过去它具有差的能量效率和较高的投资要求的缺点。本发明使由重质原料蒸汽裂化产生的有用热能的回收得到优化而不会使冷却设备结垢。本发明还可以排除对初级分馏器塔及其辅助设备的需要。
因此需要用于冷却热解装置排出物和除去所得重油和焦油的简化方法，该方法排除对初级分馏器塔及其辅助设备的需要，即使当产生蒸汽裂化瓦斯油时仍如此。
美国专利4,279,733和4,279,734提出了使用骤冷器、间接换热器和分馏器冷却排出物的裂化方法，所述排出物由蒸汽裂化产生。
美国专利4,150,716和4,233,137提出了包括预冷区、热回收区和分离区的热回收设备；其中在预冷区中，让由蒸汽裂化产生的排出物与喷射的骤冷油接触。
Lohr等人的“Steam-cracker Economy Keyed toQuenching”，Oil&Gas Journal，第76卷(第20期)，第63-68页(1978)提出了二阶段骤冷，其包括用输送管线换热器间接骤冷以产生高压蒸汽以及用骤冷油直接骤冷以产生中压蒸汽。
美国专利5,092,981和5,324,486提出了用于由蒸汽裂化炉产生的排出物的二阶段骤冷方法，其包括：用来迅速冷却炉子排出物和产生高温蒸汽的主输送管线换热器以及用来将炉子排出物冷却到尽可能低到与有效的初级分馏器或骤冷塔性能一致的温度并产生中到低压蒸汽的副输送管线换热器。
美国专利5,107,921提出了具有不同管直径的多个管程的输送管线换热器。美国专利4,457,364提出了紧密连接的输送管线换热器装置。
美国专利3,923,921提出了石脑油蒸汽裂化方法，其包括让排出物穿过输送管线换热器以冷却该排出物之后穿过骤冷塔。
WO 93/12200提出了如下将来自烃热解装置的气态排出物骤冷的方法，让该排出物穿过输送管线换热器，然后用液态水将该排出物骤冷使得当该排出物进入主分离容器时，将该排出物冷却到220
-266
(105℃-130℃)的温度，使得重油和焦油冷凝。在该主分离容器中将该冷凝的油和焦油与气态排出物分离并且让剩余的气态排出物流到骤冷塔中，在那里将该排出物的温度降低到该排出物化学稳定的水平。
EP 205205提出了通过使用具有两个或更多个独立的热交换部分的输送管线换热器冷却流体如裂化反应产物的方法。
美国专利5,294,347提出在乙烯生产装置中，水骤冷柱冷却离开初级分馏器的气体；并且在许多装置中，不使用初级分馏器以及进给到水骤冷柱的原料直接地来自输送管线换热器。
JP 2001-40366提出了用水平换热器然后用垂直换热器冷却在高温范围中的混合气体，所述垂直换热器的热交换平面按垂直方向设置。之后通过在下游精炼步骤的蒸馏分离该垂直换热器中冷凝的重质组分。
WO 00/56841；GB 1,390,382；GB 1,309,309和美国专利4,444,697；4,446,003；4,121,908；4,150,716；4,233,137；3,923,921；3,907,661和3,959,420提出了用于热裂化气态料流骤冷的各种设备，其中让热气态料流通过其中注入了液体冷却剂(骤冷油)的骤冷管道或骤冷管。
发明概述
在一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油由该排出物成分之间的反应形成；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个焦油分离鼓，在那里，冷凝的焦油与所述气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f)让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离，以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组；和(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
通常，将气态排出物在步骤(a)中冷却到小于大约700(371℃)，比方说大约400-大约650
(204-343℃)的温度，例如大约450-大约600
(232-316℃)的温度；在步骤(c)中冷却到小于大约500
(260℃)的温度，比方说大约200-450
(93℃-232℃)的温度，例如大约250-大约400
(121-204℃)的温度；和在步骤(e)中冷却到小于大约200
(93℃)的温度，比方说，大约50-大约180
(10-82℃)的温度，例如大约80-大约130(27-127℃)的温度。
在本发明这一个方面的一个实施方案中，富含热解汽油的塔顶馏出物料流具有小于大约300
(149℃)的初沸点和超过大约500
(260℃)的终沸点，例如大约500-1000
(260-大约538℃)的终沸点。
在本发明这一方面的另一个实施方案中，(a)包括让该排出物穿过主换热器(通常是输送管线换热器)，该换热器提供温度至少大约500
(260℃)，例如大约500-大约650
(260-343℃)和压力大于大约3550kPa(500psig)，例如大约4240-大约17340kPa(600-2500psig)的蒸汽。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，(a)包括让该排出物从该主换热器流到副换热器(通常是输送管线换热器)。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，(a)包括将所述主换热器的出口温度维持在其排出物的露点之上。
在又一个实施方案中，步骤(a)中的冷却通过用液体骤冷料流将气态排出物直接骤冷来进行。该液体骤冷料流可以选自水和油，例如包含来自步骤(d)的冷凝的骤冷油的液体骤冷料流。
在本发明这一方面的另一个实施方案中，步骤(a)包括在气态排出物穿过主换热器之后让该排出物直接地与骤冷液体接触，所述骤冷液体选自水和油，例如，来自步骤(d)的冷凝的骤冷油。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(g)还包括仅让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(c)的冷却通过直接接触换热，例如包括水骤冷步骤的冷却来进行。
在本发明这一方面的又一个实施方案中，步骤(a)的气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
在另一个方面中，本发明涉及来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：(a)让衍生自比石脑油更重质的原料的热解的气态排出物穿过至少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却和产生超高压的蒸汽；(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个分离鼓，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形成的焦油冷凝并与该气态排出物分离；(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；(d)让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(f)让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组；和(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
在又一个方面中，本发明涉及烃裂化设备，包括：(a)用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解排出物可以经由该出口离开该反应器；(b)i)与该反应器出口连接的换热器和ii)该反应器出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于将该气态热解排出物冷却；(c)与(b)连接的且在其下游的至少一个焦油分离鼓，用于将焦油与该气态排出物分离；(d)与该至少一个分离鼓连接并在其下游的冷却设备组，用于将该气态排出物冷却以使骤冷油馏分冷凝；(e)至少一个骤冷油分离鼓，用于接收来自(d)的混合气态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离；(f)至少一个冷凝器，用于将来自步骤(e)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；(g)用于接收来自(f)的混合气态和液态排出物的馏出物转鼓，其中冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离而形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流；h)从来自(g)的气态排出物回收轻质烯烃的回收设备组；和(i)用于接收(g)的富含液态热解汽油的料流的尾塔，该尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
在本发明这一方面的一个实施方案中，尾塔仅接收液态原料。
在另一个实施方案中，所述设备包括用于将来自所述骤冷鼓的骤冷油引入(b)和(c)之间的工艺的管线。
附图简述
图1是根据本发明的处理来自瓦斯油原料的液体裂化的气态排出物的方法的示意性流程图。
实施方案的详细描述
本发明提供来自烃热解反应器的气态排出物料流的低成本处理方法，从而从该料流中除去和回收热和分离C5+烃，以提供分离的热解汽油和瓦斯油馏分，以及在该排出物中的所需C2-C4烯烃，而不需要初级分馏器。
通常，用于本发明方法的排出物通过将在比方说大约104-大约1022
(40-550℃)温度范围中沸腾的烃原料(如轻质石脑油或瓦斯油)的热解来制备。优选，用于本发明方法的排出物是通过将在大于大约356
(180℃)的温度范围沸腾的烃原料，如比石脑油更重质的原料热解来制备的。这些原料包括在大约200-大约1000
(93-538℃)，比方说大约400-大约950
(204-510℃)的范围中沸腾的那些。典型的比石脑油更重质的原料可以包括重质冷凝物、瓦斯油、加氢裂化油、冷凝物、原油和/或原油馏分，例如拔顶油。在热解反应器出口处的气态排出物的温度通常为大约1400-1700(760℃-927℃)，并且本发明提供将所述排出物冷却到所需C2-C4烯烃可以有效压缩的温度的方法，该温度一般小于大约212
(100℃)，例如小于大约167(75℃)，例如小于大约140
(60℃)，通常为大约68-大约122
(20-50℃)。
具体来说，本发明涉及来自重质原料裂化装置的气态排出物的处理方法，该方法包括让该排出物穿过至少一个主换热器，该主换热器能够从该排出物回收热以将其降至结垢开始的温度。如果需要，可以通过蒸汽脱焦、蒸汽/空气脱焦或机械清洁将该换热器周期性地清洁。常规的间接换热器如套管式换热器或壳管式换热器可以用于该设施。该主换热器使用水作为冷却介质将工艺料流冷却到大约644-1202
(340-大约650℃)，如大约1100
(593℃)的温度并产生超高压蒸汽。
当离开所述主换热器时，冷却的气态排出物仍然在大于该排出物的烃露点(第一滴液体冷凝的温度)的温度下。对于在某些裂化条件下典型的重质原料，排出物料流的烃露点为大约700-大约1200
(371-649℃)，比方说，大约900-大约1100
(482-593℃)。在该烃露点之上，结垢倾向相对较低，即蒸气相结垢通常不严重，并且不存在可能引起结垢的液体。焦油在大约400-大约650
(204-343℃)，比方说，大约450-大约600(232-316℃)的温度下从此类重质原料中冷凝。
适宜地，也可以提供副换热器并且对该副换热器进行操作，以使它包括冷到足以将排出物的一部分冷凝并在换热表面处产生液态烃膜的换热表面。该液膜是就地产生的并且优选等于或低于焦油产生的温度，通常在大约374
-大约599(190℃-大约315℃)，例如在大约232℃(450
)下。这通过冷却介质和换热器设计的合适选择而得以确保。因为热传递的主要阻力在主体工艺料流和膜之间，所以该膜可以在比主体料流低得多的温度下。当主体料流被冷却时，该膜有效地保持换热表面被流体材料湿润，从而防止结垢。此种副换热器必须连续地冷却该工艺料流到产生焦油的温度。如果在这之前停止冷却，则结垢很可能发生，原因在于该工艺料流可能仍处于结垢状态。这一副换热器尤其适合于与轻质液体原料如石脑油一起使用。
在一个可供选择的实施方案中，通常在蒸汽裂化炉出口和焦油分离鼓之间的一点处，对来自该炉子的气态排出物进行直接骤冷。该骤冷通过让该排出物与液体骤冷料流接触来进行，代替或与输送管线换热器的处理结合进行。当和至少一个换热器一起使用时，优选在换热器下游的一点处引入该骤冷液体。适合的骤冷液体包括液体骤冷油(例如通过下游骤冷油分离鼓获得的那些)，热解燃料油和水，它们可以从各种适合的来源(例如冷凝的稀释蒸汽)获得。
在穿过直接骤冷和/或换热器之后，将冷却的排出物供给焦油分离鼓，在那里冷凝的焦油与该排出物料流分离。如果需要的话，可以将多个分离鼓并联连接，使得单个鼓可以停止使用并且在装置正在操作的同时进行清洁。在工艺的这一阶段除去的焦油通常具有大约300-大约600
(149-316℃)，通常至少大约392
(200℃)的初沸点。
进入焦油分离鼓的排出物应该在足够低的温度下，通常在大约375(191℃)-大约600
(316℃)下，例如在大约550
(288℃)下，以致焦油在该分离鼓中迅速地分离。
在焦油分离鼓中除去焦油之后，对气态排出物料流进行附加的冷却程序，该冷却程序包括让该排出物穿过一个或多个裂化气体冷却器并且然后穿过至少一个骤冷油分离鼓。在焦油分离鼓下游的冷却程序中提供这样一个分离鼓以将附加的油与该气体料流分离，并且该分离鼓优选可以在水的露点之上的温度下操作，通常在大约194
-大约302
(90-150℃)，例如在大约250
(121℃)下操作，以产生具有大约302
-大约536
(150-280℃)的初沸点的轻质油馏分。然后将来自该骤冷油分离鼓的气态排出物送往至少一个间接部分冷凝器，以使其温度被该冷凝器降到大约38℃(100
)的排出物中的C5+组分(例如热解汽油)以及水冷凝。让该排出物穿过至少一个间接部分冷凝器适宜地经设置将排出物的温度降低到大约68
-大约122
(20-50℃)，通常大约100
(38℃)。通过在这样一种低温下的操作，与采用水骤冷塔通常达到的大约180
(82℃)的温度相比，可以冷凝附加的轻质烃，从而降低烃相的密度和改进热解汽油与水的分离。
然后在馏出物转鼓中将来自间接部分冷凝器的包含气态馏分和液态馏分的所得的排出物分离成气态塔顶馏出物、水性馏分和含烃馏分，例如包括热解汽油和蒸汽裂化瓦斯油的C5+料流。将气态塔顶馏出物送往回收设备组以便回收C2-C4烯烃。将含烃馏分送往尾塔并且将热解汽油馏分作为塔顶馏出物回收，同时将该蒸汽裂化瓦斯油馏分作为底部流出物回收。
通常，在馏出物转鼓塔中由排出物料流冷凝的烃馏分具有小于大约302
(150℃)的初沸点和超过大约400(204℃)，例如大约850
(454℃)左右的终沸点。将该烃馏分蒸馏成较轻馏分、热解汽油，和较重质馏分、蒸汽裂化瓦斯油。该热解汽油馏分通常具有大约350-大约500
(177-大约260℃)的终沸点。由尾塔产生的蒸汽裂化瓦斯油馏分通常具有大于大约300
(149℃)的初沸点和超过大约500
(260℃)，例如大约800
(427℃)的终沸点。
因此将发现在本发明的方法中，将所述热解排出物冷却到排出物中的低级烯烃可以被有效压缩而不进行分馏步骤的温度。因此，本发明的方法排除对初级分馏器(常规石脑油裂化装置除热***的最昂贵构件)的需要。结果，热解汽油馏分包含一些较重质组分，如果整个气态排出物已经穿过初级分馏器，则所述一些较重质组分可能不会存在。然而，这些较重质组分作为从尾塔(简单的蒸馏塔)作为底部流出物取得的瓦斯油馏分被除去。
除了与不使用初级分馏器相关的降低的投资和操作费用之外，本发明的方法还实现了若干优点。使用至少一个主输送管线换热器使回收热的值最大化。此外，在分离出焦油之后，回收附加的有用的热。在专用容器中尽早地从工艺中除去焦油和焦炭，从而使结垢最小化和简化从该工艺的焦炭除去。大大地减少了液态烃存量，同时排除了泵唧循环泵。初级分馏器塔板和泵唧循环换热器的结垢被消除。可以降低安全阀解除速率和相关的如果冷水或电源故障发生时的骤燃。使用间接部分冷凝器排除对使用水骤冷塔和相关的大型泵唧循环的需要。此外，本发明使用骤冷油分离鼓将由比石脑油原料更重质的蒸汽裂化原料产生的部分物质例如瓦斯油除去，否则，该物质以干扰馏出物转鼓在将油与水分离方面的有效操作的量存在。
在本发明的一个实施方案中，从裂化气体冷却器中的气体排出物除去的低水平热用来加热脱气器给水。通常，使用其中除去空气的脱气器中的低压蒸汽将软化水和蒸汽冷凝液加热到大约260
(127℃)。为了实现有效的汽提，进入脱气器的水的最高温度一般限定于在脱气器温度以下大约11℃-大约28℃(20-50
)，这取决于脱气器***的设计。这允许使用与冷却裂化气体料流的间接热交换将水加热到大约210-大约240
(99-116℃)。冷却水换热器可以根据需要使用以将裂化气体料流补充冷却。举例来说，在一个工业烯烃装置中，当前使用大约108,900kg/hr(242klb/hr)的低压蒸汽将在大约29℃(84
)下的大约367,200kg/hr(816klb/hr)的软化水和在大约75℃(167
)下的大约339,600kg/hr(849klb/hr)的蒸汽冷凝液加热到大约131℃(267
)。使用从裂化气回收的热可能潜在地将这些料流加热到大约240
(116℃)。这可能将脱气器蒸汽需要从大约108,900kg/hr降低到大约20,700(242klb/hr-46klb/hr)，节约了大约88,200kg/hr(196klb/hr)的低压蒸汽，并且可能将冷却塔负荷降低大约55MW(189MBTU/hr)。
现将参照附图中所示的实施例更具体地描述本发明。
参照图1，在本发明实施例的方法中，将包含重瓦斯油的烃原料100以及稀释蒸汽102供给蒸汽裂化反应器104，在那里将该烃原料加热以引起该原料热分解从而产生更低分子量的烃，如C2-C4烯烃。在该蒸汽裂化反应器中的热解工艺还产生一些焦油和蒸汽裂化瓦斯油。
离开所述蒸汽裂化炉的气态热解排出物106最初穿过至少一个主输送管线换热器108，该换热器108将该排出物从大约1300-大约1700
(704-927℃)，比方说大约(1400-1600)(760℃-871℃)，例如大约1500
(816℃)的入口温度冷却到大约600-大约1300
(316-大约704℃)，比方说大约700-大约1200
(371-649℃)，例如大约1100
(593℃)的出口温度。该主换热器108包括用于引入预热的锅炉给水的蒸汽入口110，该预热的锅炉给水具有大约260-大约600
(127-316℃)，比方说大约350
-大约550
(177-288℃)，例如大约400
(204℃)的温度。超高压蒸汽从蒸汽出口112取得并且具有大约530-大约670
(277-354℃)，比方说，大约567-大约628(297-331℃)，例如大约600
(大约316℃)的温度和大约6310-大约17340kPa(900-2500psig)，比方说，大约8380-大约13200kPa(1200-1900psig)的压力。当离开该主换热器108时，冷却的气态排出物114仍然在大于该排出物的烃露点(第一滴液体冷凝的温度)的温度下。在该烃露点之上，结垢倾向相对较低，即蒸气相结垢通常不严重，并且不存在可能引起结垢的液体。
在离开所述主换热器108之后，排出物料流114被冷却到大约500-600(260-大约316℃)，例如大约550
(288℃)的温度，以致该排出物中的焦油冷凝，从而产生混合液体和蒸气料流。这一附加的冷却可以利用经由管线116的常规水骤冷和/或经由管线118的油骤冷来进行。
在将所述气态排出物冷却到焦油冷凝的温度或稍微小于焦油冷凝的温度之后，让该混合液体和蒸气排出物进入至少一个焦油分离鼓120并分离成作为底部流出物除去的焦油和焦炭馏分122以及作为塔顶馏出物取得的气态馏分124。焦油分离鼓可以是具有很少内部零件的简单转鼓，或具有本领域的技术人员已知的用于改进液体和蒸气的分离的改进设施，例如一个或多个切向入口喷嘴和内部挡板的高效率分离器。之后，该气态馏分穿过一个或多个裂化气体冷却器126和128，在那里通过间接热传递将该馏分冷却到大约200-大约450
(93℃-232℃)，如大约300
(149℃)的温度。优选地，将该馏分冷却到稍微大于水露点的温度，并将回收的热用于有用的目的例如将锅炉给水预热，将中压蒸汽升高和/或将重质原料预热。该冷却的排出物包含在瓦斯油和重质石脑油沸程内的液体组分，例如冷凝的热解汽油、蒸汽裂化瓦斯油，可以将该排出物的至少一部分送往骤冷油分离鼓130，该分离鼓130将该排出物分离成作为底部流出物118(其可以用作分离鼓120上游的骤冷物)取得的骤冷油和含水蒸气、C2-C4烯烃和更高沸点烃的气态排出物132。
将气态排出物132送往使用水作为冷却介质的冷凝器134和136，该冷却介质经由管线138在大约80
(27℃)的温度下引入，并作为热流140在大约100
(38℃)的温度下离开该下游冷凝器，该热流140被引入上游冷凝器，并从该冷凝器作为在大约120
(49℃)温度下的热流142取得。在该冷凝器中，该料流被冷却到环境温度附近，大部分蒸汽被冷凝，并且热解汽油被冷凝。将冷却的料流144送往馏出物转鼓146，其中该冷凝物分离成供给尾塔150的烃馏分148，必要时可以供给酸水汽提塔(未显示)的水性馏分152，和可以直接供给本领域技术人员熟知的回收设备组的气态塔顶馏分154，该回收设备组用于将馏分154中的C2-C4烯烃冷却和冷凝。在尾塔150中，烃馏分148分馏成热解汽油馏分156和蒸汽裂化瓦斯油馏分158，该热解汽油馏分通常具有大约400-大约450
(204-232℃)的终沸点，该蒸汽裂化瓦斯油馏分通常具有大约500-1000
(260-大约538℃)的终沸点。该尾塔如通常在初级分馏器中进行的那样将液体蒸馏，但是在小得多的塔中进行蒸馏。因此产生的热解汽油料流可以适合于为加氢精制器供料，而塔底蒸汽裂化瓦斯油通常适合用作溶剂、骤冷液体、焦油调合料或燃料调合料。
本发明与常规初级分馏器相比需要更少的硬件，从而降低成本。该初级分馏器被两个分离鼓和小得多的分馏塔替代。与初级分馏器相关的油和骤冷泵唧循环也被排除，这包括它们的大型泵和驱动器以及它们相关的能量需要。用于本发明的换热器在尺寸和载荷方面与初级分馏器一起使用的那些基本上类似。当使用初级分馏器时，本发明免除了所需要的附加温差。采用初级分馏器，从炉子排出物除去的热必须交换两次，首先从该排出物交换到泵唧循环液体并且然后从该泵唧循环液体并且交换到外部设施。这需要对两个热交换***进行投资并使得难以有效地回收热，因为存在两个温差。为了能够在尽可能高的温度下回收热，泵唧循环需要大型泵和大型换热器。因此，本发明允许在更高的温度下回收热，从而改进能量效率。最后，由于本发明的热回收设备组不需要塔板或填料，对结垢的敏感度大大降低。
虽然已经结合某些优选的实施方案描述了本发明，以致可以更完全地理解和领会本发明的各个方面，但是不希望将本发明限制到这些特定的实施方案。相反，希望涵盖可以包括在所附权利要求书限定的本发明范围内的所有备选方案、修改和等同物。
Claims (64)
1.来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：
(a)将该气态排出物至少冷却到焦油冷凝的温度，所述焦油由该排出物成分之间的反应形成；
(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个焦油分离鼓，在那里，冷凝的焦油与气态排出物分离；
(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；
(d)让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与气态排出物分离；
(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(f)让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态排出物、液态热解汽油和液态水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组；和
(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
2.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到小于700°F的温度；在步骤(c)中冷却到小于500°F的温度；和在步骤(e)中冷却到小于200°F的温度。
3.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到400°F-650°F的温度；在步骤(c)中冷却到200°F-450°F的温度；和在步骤(e)中冷却到50°F-180°F的温度。
4.权利要求1的方法，其中将所述气态排出物在步骤(a)中冷却到450°F-600°F的温度；和在步骤(c)中冷却到250°F-400°F的温度；和在步骤(e)中冷却到80°F-130°F的温度。
5.权利要求1-4中任一项的方法，其中所述富含热解汽油的塔顶馏出物料流具有小于300°F的初沸点和超过500°F的终沸点。
6.权利要求5的方法，其中所述富含热解汽油的塔顶馏出物料流具有500-1000°F的终沸点。
7.权利要求1-4中任一项的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物穿过主换热器，该换热器提供温度至少500°F和压力大于3550kPa的蒸汽。
8.权利要求5的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物穿过主换热器，该换热器提供温度至少500°F和压力大于3550kPa的蒸汽。
9.权利要求6的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物穿过主换热器，该换热器提供温度至少500°F和压力大于3550kPa的蒸汽。
10.权利要求7的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物通过主换热器，该换热器提供温度500°F-650°F和压力4240-17340kPa的蒸汽。
11.权利要求7的方法，其中步骤(a)包括让所述排出物从主换热器流到副换热器。
12.权利要求10的方法，其中步骤(a)包括将所述主换热器的出口温度维持在其排出物的露点之上。
13.权利要求1-4中任一项的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
14.权利要求5的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
15.权利要求6的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
16.权利要求7的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
17.权利要求10的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
18.权利要求11的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
19.权利要求12的方法，其中步骤(a)通过用液体骤冷料流将所述气态排出物直接骤冷来进行。
20.权利要求13的方法，其中所述液体骤冷料流选自水和油。
21.权利要求20的方法，其中所述液体骤冷料流包括来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
22.权利要求10的方法，其中步骤(a)包括在所述排出物穿过所述主换热器之后用骤冷液体直接地接触该气态排出物。
23.权利要求22的方法，其中所述骤冷液体选自水和油。
24.权利要求23的方法，其中所述骤冷液体是来自步骤(d)的冷凝骤冷油。
25.权利要求1-4中任一项的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
26.权利要求5的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
27.权利要求6的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
28.权利要求7的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
29.权利要求10的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
30.权利要求11的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
31.权利要求12的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
32.权利要求13的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
33.权利要求22的方法，其中步骤(g)还包括仅让所述富含液态热解汽油的料流流到所述尾塔。
34.权利要求1-4中任一项的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
35.权利要求5的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
36.权利要求6的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
37.权利要求7的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
38.权利要求10的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
39.权利要求11的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
40.权利要求12的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
41.权利要求13的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
42.权利要求22的方法，其中所述冷却步骤(c)通过间接接触热交换进行。
43.权利要求1-4中任一项的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
44.权利要求5的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
45.权利要求6的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
46.权利要求7的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
47.权利要求10的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
48.权利要求11的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
49.权利要求12的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
50.权利要求13的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
51.权利要求22的方法，其中所述冷却步骤(c)包括水骤冷步骤。
52.权利要求1-4中任一项的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
53.权利要求5的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
54.权利要求6的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
55.权利要求7的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
56.权利要求10的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
57.权利要求11的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
58.权利要求12的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
59.权利要求13的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
60.权利要求22的方法，其中步骤(a)的所述气态排出物衍生自比石脑油更重质的原料的热解。
61.来自烃热解装置的气态排出物的处理方法，该方法包括：
(a)让衍生自比石脑油更重质的原料的热解的气态排出物穿过至少一个主换热器，从而将该气态排出物冷却；
(b)让来自步骤(a)的混合气态和液态排出物穿过至少一个分离鼓，在那里，将由所述排出物成分之间的反应形成的焦油冷凝并与该气态排出物分离；
(c)将来自步骤(b)的气态排出物冷却以使液态排出物骤冷油冷凝；
(d)让来自步骤(c)的混合气态和液态排出物穿过至少一个骤冷分离鼓，在那里，冷凝的骤冷油与所述气态排出物分离；
(e)将来自步骤(d)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(f)让来自步骤(e)的混合气态和液态排出物流到馏出物转鼓，在那里，冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流，将该气态排出物料流送往回收设备组；和
(g)让该富含液态热解汽油的料流流到尾塔，该尾塔产生富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
62.烃裂化设备，包括：
(a)用于将烃原料热解的反应器，该反应器具有出口，气态热解排出物可以经由该出口离开该反应器；
(b)i)与该反应器出口连接的输送管线换热器和ii)该反应器出口下游的用于引入骤冷油的管线中的至少一种，用于将该气态热解排出物冷却；
(c)与步骤(b)连接的且在步骤(b)下游的至少一个焦油分离鼓，用于将焦油与该气态排出物分离；
(d)与该至少一个分离鼓连接并在其下游的冷却设备组，用于将该气态排出物冷却以使骤冷油馏分冷凝；
(e)至少一个骤冷油分离鼓，用于接收来自步骤(d)的混合气态和液态排出物，其中冷凝的骤冷油与该气态排出物分离；
(f)至少一个冷凝器，用于将来自步骤(e)的气态排出物冷却以使包含热解汽油和由蒸汽冷凝的水的液态排出物冷凝；
(g)用于接收来自步骤(f)的混合气态和液态排出物的馏出物转鼓，其中冷却的气态排出物、热解汽油和水至少部分地彼此分离以形成气态排出物料流、富含液态热解汽油的料流和富含液态水的料流；
(h)从来自步骤(g)的气态排出物回收轻质烯烃的回收设备组；和
(i)用于接收步骤(g)的富含液态热解汽油的料流的尾塔，该尾塔提供富含热解汽油的塔顶馏出物料流和富含瓦斯油的塔底流出物料流。
63.权利要求62的设备，其中所述尾塔仅接收液态原料。
64.权利要求62或63中任一项的设备，该设备还包括将来自所述骤冷油分离鼓的骤冷油引入步骤(b)和(c)之间的工艺的管线。
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US11/177,125 US7674366B2 (en) | 2005-07-08 | 2005-07-08 | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
| US11/177,125 | 2005-07-08 | ||
| PCT/US2006/025207 WO2007008423A1 (en) | 2005-07-08 | 2006-06-27 | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN101218321A CN101218321A (zh) | 2008-07-09 |
| CN101218321B true CN101218321B (zh) | 2011-06-15 |
Family
ID=36129681
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN2006800247686A Expired - Fee Related CN101218321B (zh) | 2005-07-08 | 2006-06-27 | 烃热解排出物的加工方法 |
Country Status (3)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US7674366B2 (zh) |
| CN (1) | CN101218321B (zh) |
| WO (1) | WO2007008423A1 (zh) |
Families Citing this family (23)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US8074973B2 (en) * | 2007-10-02 | 2011-12-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method and apparatus for cooling pyrolysis effluent |
| US8105479B2 (en) * | 2009-06-18 | 2012-01-31 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process and apparatus for upgrading steam cracker tar-containing effluent using steam |
| CA2773000C (en) * | 2009-09-18 | 2016-08-16 | Japan Petroleum Exploration Co., Ltd. | Method of partially upgrading heavy oil at well-site |
| WO2012015494A2 (en) * | 2010-07-30 | 2012-02-02 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Method for processing hydrocarbon pyrolysis effluent |
| US9567533B2 (en) * | 2011-02-02 | 2017-02-14 | Basf Se | Process for separation of water from pyrolysis gasoline |
| US8663458B2 (en) | 2011-02-03 | 2014-03-04 | Chemical Process and Production, Inc | Process to hydrodesulfurize pyrolysis gasoline |
| US20140061100A1 (en) * | 2012-08-31 | 2014-03-06 | James R. Lattner | Process for Reducing the Asphaltene Yield and Recovering Waste Heat in a Pyrolysis Process by Quenching with a Hydroprocessed Product |
| US9663721B2 (en) * | 2014-09-04 | 2017-05-30 | Uop Llc | Heat recovery from a naphtha fractionation column |
| US9765267B2 (en) | 2014-12-17 | 2017-09-19 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Methods and systems for treating a hydrocarbon feed |
| US10894924B2 (en) * | 2017-07-14 | 2021-01-19 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Multi-stage upgrading of hydrocarbon pyrolysis tar using recycled interstage product |
| US11352576B2 (en) * | 2018-11-07 | 2022-06-07 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process for C5+ hydrocarbon conversion |
| US11072749B2 (en) | 2019-03-25 | 2021-07-27 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Process and system for processing petroleum feed |
| WO2021016306A1 (en) | 2019-07-24 | 2021-01-28 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and systems for fractionating a pyrolysis effluent |
| US20220275283A1 (en) | 2019-08-02 | 2022-09-01 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and Systems for Upgrading a Hydrocarbon-Containing Feed |
| WO2021118741A1 (en) | 2019-12-11 | 2021-06-17 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and systems for converting a hydrocarbon-containing feed |
| US20230151283A1 (en) * | 2020-04-20 | 2023-05-18 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon pyrolysis of feeds containing nitrogen |
| WO2022132368A1 (en) | 2020-12-16 | 2022-06-23 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and systems for upgrading a hydrocarbon-containing feed |
| US20240034703A1 (en) | 2021-01-08 | 2024-02-01 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and Systems for Upgrading a Hydrocarbon |
| US20240084203A1 (en) * | 2021-02-02 | 2024-03-14 | China Petroleum & Chemical Corporation | Heat Recovery Apparatus for Cracked Gas and Heat Recovery Process for Cracked Gas |
| EP4314200A1 (en) | 2021-03-31 | 2024-02-07 | ExxonMobil Chemical Patents Inc. | Processes and systems for upgrading a hydrocarbon |
| WO2023060035A1 (en) | 2021-10-07 | 2023-04-13 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Pyrolysis processes for upgrading a hydrocarbon feed |
| CN118176277A (zh) | 2021-10-07 | 2024-06-11 | 埃克森美孚化学专利公司 | 提质烃进料的热解方法 |
| WO2023076809A1 (en) | 2021-10-25 | 2023-05-04 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Processes and systems for steam cracking hydrocarbon feeds |
Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2343192A (en) * | 1942-02-25 | 1944-02-29 | Texas Co | Conversion of hydrocarbon oils |
| US2695264A (en) * | 1950-12-28 | 1954-11-23 | Standard Oil Dev Co | Visbreaking of heavy hydrocarbonaceous materials |
| US3060116A (en) * | 1959-11-06 | 1962-10-23 | Socony Mobil Oil Co Inc | Combination reforming and cracking process |
| US3923921A (en) * | 1971-03-01 | 1975-12-02 | Exxon Research Engineering Co | Naphtha steam-cracking quench process |
| CN1220987A (zh) * | 1997-10-27 | 1999-06-30 | 凯洛格总公司 | 裂解分馏器中急冷油黏度的控制 |
Family Cites Families (25)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2901418A (en) | 1956-12-03 | 1959-08-25 | Exxon Research Engineering Co | Improved quench oil for high temperature coking of residua |
| US3498906A (en) * | 1967-09-29 | 1970-03-03 | Lummus Co | Quench oil recovery system |
| BE760340A (nl) | 1969-12-22 | 1971-06-15 | Shell Int Research | Werkwijze en inrichting voor het afschrikken van onstabiel gas |
| GB1390382A (en) | 1971-03-01 | 1975-04-09 | Exxon Research Engineering Co | Steam-cracking process |
| US3959420A (en) | 1972-05-23 | 1976-05-25 | Stone & Webster Engineering Corporation | Direct quench apparatus |
| US3907661A (en) | 1973-01-29 | 1975-09-23 | Shell Oil Co | Process and apparatus for quenching unstable gas |
| JPS5715634B2 (zh) | 1975-02-07 | 1982-03-31 | ||
| US4150716A (en) * | 1975-02-07 | 1979-04-24 | Chiyoda Chemical Eng. & Constr. Co. Ltd. | Method of heat recovery from thermally decomposed high temperature hydrocarbon gas |
| DE2617772C2 (de) | 1976-04-23 | 1986-08-28 | Linde Ag, 6200 Wiesbaden | Vorrichtung zum Abkühlen eines Spaltgasstromes |
| US4279734A (en) * | 1979-12-21 | 1981-07-21 | Shell Oil Company | Quench Process |
| CA1145776A (en) | 1979-12-21 | 1983-05-03 | John E. Gwyn | Quench process |
| US4279733A (en) | 1979-12-21 | 1981-07-21 | Shell Oil Company | Coking prevention |
| US4444697A (en) | 1981-05-18 | 1984-04-24 | Exxon Research & Engineering Co. | Method and apparatus for cooling a cracked gas stream |
| GB2099567B (en) | 1981-06-02 | 1984-11-21 | British Gas Corp | Heat recovery process and apparatus |
| US4457364A (en) | 1982-03-18 | 1984-07-03 | Exxon Research & Engineering Co. | Close-coupled transfer line heat exchanger unit |
| NL8501514A (nl) | 1985-05-28 | 1986-12-16 | Dow Chemical Nederland | Overdrachts-leiding-warmteuitwisselaar. |
| US5324486A (en) | 1986-02-02 | 1994-06-28 | Gaetano Russo | Hydrocarbon cracking apparatus |
| US5092981A (en) | 1986-02-19 | 1992-03-03 | Gaetano Russo | Process for quenching hydrocarbon cracking apparatus effluent |
| US5107921A (en) | 1989-05-19 | 1992-04-28 | Tsai Frank W | Multi-mode heat exchanger |
| US5215649A (en) | 1990-05-02 | 1993-06-01 | Exxon Chemical Patents Inc. | Method for upgrading steam cracker tars |
| WO1993012200A1 (en) | 1991-12-11 | 1993-06-24 | Exxon Chemical Patents Inc. | Method for simplifying quench and tar removal facilities in steam crackers |
| US5294347A (en) | 1992-12-16 | 1994-03-15 | Nalco Chemical Company | Dispersion polymers for ethylene quench water clarification |
| FR2750138B1 (fr) | 1996-06-25 | 1998-08-07 | Inst Francais Du Petrole | Procede et dispositif de vapocraquage comprenant l'injection de particules en amont d'un echangeur de trempe secondaire |
| JP2002539928A (ja) | 1999-03-24 | 2002-11-26 | シエル・インターナシヨナル・リサーチ・マートスハツペイ・ベー・ヴエー | 急冷装置 |
| JP2001040366A (ja) | 1999-05-27 | 2001-02-13 | Mitsubishi Chemicals Corp | 混合ガスの冷却方法 |
-
2005
- 2005-07-08 US US11/177,125 patent/US7674366B2/en not_active Expired - Fee Related
-
2006
- 2006-06-27 CN CN2006800247686A patent/CN101218321B/zh not_active Expired - Fee Related
- 2006-06-27 WO PCT/US2006/025207 patent/WO2007008423A1/en active Application Filing
Patent Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2343192A (en) * | 1942-02-25 | 1944-02-29 | Texas Co | Conversion of hydrocarbon oils |
| US2695264A (en) * | 1950-12-28 | 1954-11-23 | Standard Oil Dev Co | Visbreaking of heavy hydrocarbonaceous materials |
| US3060116A (en) * | 1959-11-06 | 1962-10-23 | Socony Mobil Oil Co Inc | Combination reforming and cracking process |
| US3923921A (en) * | 1971-03-01 | 1975-12-02 | Exxon Research Engineering Co | Naphtha steam-cracking quench process |
| CN1220987A (zh) * | 1997-10-27 | 1999-06-30 | 凯洛格总公司 | 裂解分馏器中急冷油黏度的控制 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN101218321A (zh) | 2008-07-09 |
| US7674366B2 (en) | 2010-03-09 |
| US20070007171A1 (en) | 2007-01-11 |
| WO2007008423A1 (en) | 2007-01-18 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101218321B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218324B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218325B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218323B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| CN101218320B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| KR101521314B1 (ko) | 부분 기화 및 분리 조절 세트의 열분해 코일을 이용하여 탄화수소 공급원료로부터 올레핀 및 열분해 산물을 생산하는 방법. | |
| MX2008011052A (es) | Produccion de olefinas usando materia prima condensada. | |
| EP2300564A1 (en) | Process and apparatus for cooling liquid bottoms from vapor-liquid separator by heat exchange with feedstock during steam cracking of hydrocarbon feedstocks | |
| CN101218322B (zh) | 烃热解排出物的加工方法 | |
| KR20080055738A (ko) | 열분해로 유출물에 대한 수냉 기구 | |
| KR101811676B1 (ko) | 나프타 정제 장치 및 이를 이용한 정제 방법 | |
| US10000708B2 (en) | Method for heating crude | |
| RU2786677C1 (ru) | Способ преобразования сырых нефтей и конденсатов в химические продукты с использованием комбинации добавления водорода и удаления углерода |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |
Granted publication date: 20110615 Termination date: 20180627 |
|
| CF01 | Termination of patent right due to non-payment of annual fee |