CN1122002C - 裂解分馏器中急冷油黏度的控制 - Google Patents

裂解分馏器中急冷油黏度的控制 Download PDF

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Abstract

裂解分馏装置中循环急冷油黏度的控制方法是，使裂解炉流出物同0.1-0.5kg/kg的急冷油滑流进行接触，分离获得的汽-液混合物以除去焦油状液体，且将留下的蒸汽给到分馏器。以这种方式从分馏器给料除去焦油状液体，使得分馏器操作回流较少，底部温度较高，且在较高温度下回收较多的热量。

Description

裂解分馏器中急冷油黏度的控制
本发明涉及烯烃厂裂解分馏器，更特别涉及在为增强热量回收而设置的裂解分馏器中控制急冷油黏度的方法。
裂解炉广泛用于生产烯烃，如生产乙烯。在裂解炉中裂化碳氢化合物过程，会产生大量高沸点碳氢化合物，如燃料油、柴油和汽油，以及低分子量烯烃产物，如乙烯。裂解炉流出物经最初的冷却后引入到裂解分馏装置，以便除去裂解炉流出物的重尾馏分产物，并从热流出物流中回收热量。
图1描绘了常规裂解分馏装置。裂解分馏装置简要包括分馏器10、燃料油汽提器12、急冷塔14和急冷鼓16。裂解炉的部分冷却流出物经管线18送入分馏器10的较低端。底部物流20供给燃料油汽提器12，在那由经管线22引入的水蒸汽汽提。水蒸汽和碳氢化合物蒸汽经管线24返回到分馏器10底部。燃料油产物26经管线26从燃料油汽提器12底部排放。
分馏器10的急冷油循环，是经管线28，通过一组热量回收冷却器30、32，并经各自管线34、36返回到分馏器10。泵和过滤器(未标出)通常用在管线28上。冷却器30、32代表热交换器，它回收各种用途热量，例如低压水蒸气、稀释水蒸气和工厂生产用等热量。柴油排料38也可以从分馏器10取出，并引入到燃料油汽提器12中。
分馏器10的塔顶馏出物蒸汽进入急冷塔14中。在急冷塔中该蒸汽借助经管线42、44引入的水急冷，以使塔顶馏出物蒸汽流46达到温度约25-40℃。急冷塔14的水和冷凝物经管线48供给急冷鼓16。水和碳氢化合物在急冷鼓16中分离，以获得重汽油流50和返回到分馏器10顶部的回流流52。急冷鼓16的水经管线54循环，在热交换器56、58中冷却，并经前述管线42、44返回到急冷塔14。
在该典型裂解分馏装置操作中，需要排出瓦斯油排料38。这减少分馏器10所要求的回流流52的量，增加热量回收量和提高热交换器30、32中热量回收水平。不幸，瓦斯油排料38量上的一个重要限制是管线28中循环急冷油的黏度随瓦斯油排料38量的增加而大大增加。这使热交换器中的污垢和压降增加。
因此希望能降低裂解分馏器中循环急冷油的黏度，以提高裂解分馏器给料的热量回收量和热量回收水平。
我们业已发现，将循环急冷油滑流与部分冷却裂解炉流出物混合，分离得到的蒸汽和液体，蒸汽流给料至分馏器，并排放作为燃料油产物的液流，会有降低循环急冷油黏度的效果。按这样操作，作为燃料油产物排放的大部或全部液流是重的焦油状物质。通过除去裂解分馏器这种重的焦油状馏份，循环油的黏度大大改善，且循环油在热量回收交换器中高温结垢倾向也大大降低。这使得在高温下产生的热量回收因结垢较少而具有较高的效率。此外，可以增加瓦斯油排料38来降低回流52需要量，以使热交换器30、32从循环油回收更多热量。
简而言之，本发明提供一种方法，用于降低乙烯工厂裂解分馏装置中急冷油的黏度。该方法包括以下步骤：
(a)将蒸汽流引入裂解分馏器底部；
(b)排放裂解分馏器底部液体；
(c)冷却步骤(b)的部分液体以形成急冷油；
(d)将急冷油返回到裂解分馏器，同步骤(a)的蒸汽流接触并冷凝部分蒸汽流；
(e)使裂解炉的部分冷却流出物同步骤(b)的有效量部分液体接触，以冷却并冷凝裂解炉部分流出物；
(f)从步骤(e)得到的冷却裂解炉流出物分离蒸汽和液体，以形成用于步骤(a)的蒸汽流。
通过调节步骤(b)供给步骤(e)的液体量，可以控制步骤(b)和(c)的液体黏度。步骤(b)供给步骤(e)的液体可以包含一部分步骤(c)的急冷油，且调节供给步骤(e)的液体量及其温度可以控制急冷油的黏度。
在一个优选实施方案中，该方法也包括回流裂解分馏器塔顶馏出物和塔顶馏出物流冷凝出的重汽油的步骤。该方法也优选包括从裂解分馏器获取瓦斯油排料的步骤，也优选包括与瓦斯油排料一起汽提步骤(f)的液体，以获得汽提蒸汽流并将汽提蒸汽流引入裂解分馏器。如必要，部分步骤(b)的液体可以同步骤(f)的液体和瓦斯油排料一起汽提。
汽-液分离步骤(f)可以在汽-液分离器鼓中进行，或更优选是在裂解分馏器底部的一个内置室中进行。
本发明方法优选包括附加步骤：
(g)将裂解分馏器塔顶馏出物蒸汽供给急冷塔；
(h)将急冷水引入急冷塔，接触并冷却在步骤(g)中供给的蒸汽；和
(i)从急冷塔较低端排放并冷却水，返回用作步骤(h)的急冷水。
如必要，急冷塔和裂解分馏器可以物理地合并成一个单一的塔。
图1(现有技术)是典型裂解分馏器简单示意工艺流程图。
图2是描绘本发明一个实施方案采用急冷油黏度控制原理的裂解分馏器简单示意工艺流程图，其中汽-液分离是在分馏器内置室中进行。
图3是根据本发明另一实施方案采用急冷油黏度控制原理的另一种形式裂解分馏器的简单示意工艺流程图，其中汽-液分离是在蒸汽引入分馏器塔之前在一鼓中进行。
图4是根据本发明另一实施方案采用急冷油黏度控制原理的裂解分馏器的简单示意工艺流程图，其中瓦斯油排料是在与燃料油汽提器分开的汽提器中用水蒸汽汽提。
图5是根据另一实施方案采用本发明急冷油黏度控制原理的裂解分馏器简单示意工艺流程图，其中汽-液分离是在分馏器内置室中进行，且瓦斯油排料是在与燃料油汽提器分开的汽提器中用水蒸汽汽提。
参照图2-5，其中相同数字代表相同部件，本发明方法是在如图2所示的裂解分馏器装置中实施，该装置包括分馏器110、燃料油汽提器112、急冷塔114和急冷鼓116。裂解炉(未标出)的部分冷却流出物，经管线118引入到急冷配料接口120，同分馏器110的含急冷油脚油流122混合。裂解炉流出物流118是典型蒸汽流，它已经常规输送管线交换器、二次急冷交换器等部分冷却，但温度仍大于300℃，如300-600℃，典型为340-450℃。
急冷油循环流122与管线118中裂解炉流出物流的重量比可以是0.05-2kg/kg，优选约0.1-约0.5kg/kg，这取决于这些物流的相对温度和热焓以及要求从裂解炉流出物流118除去多少液体。急冷配料接口120的汽-液混合物供给分馏器110内一个隔开的进料室126。进料室126允许蒸汽进入分馏器110，而液体经管线128排放并供给燃料油汽提器112。泵和过滤器(未标出)典型用于管线122、128和136。
水蒸汽经管线130引入到汽提器112，以便从含有燃料油产物的脚油流132中除去挥发性组分。燃料油汽提器112的蒸汽经管线134返回到分馏器110。
急冷油流136从分馏器110紧靠其底部排放，通过冷却器或热交换器138、140循环，并经各自管线142、144返回到分馏器110。管线142、144的循环急冷油同经分馏器110上升的室126蒸汽接触，以冷凝其挥发性较小、分子量较高的成分。部分冷却的急冷油可以从管线142引入到管线122，以降低管线122中油的温度。经管线146向分馏器110提供回流。柴油排料148从分馏器110紧靠其顶端取出，并经管线148引入到燃料油汽提器112。管线136的部分急冷油也可以引入到管线148，用于在汽提器112中汽提。
分馏器110塔顶馏出物蒸汽经管线150引入到急冷塔114较低端。水经管线152、154引入到急冷塔114，用于除去含重汽油馏分的烃，得到经管线156回收的轻烃塔顶馏出物产物，用于再处理。冷凝的水和烃从急冷塔114底部经管线158供给急冷鼓116。急冷鼓116从急冷塔114脚油158分离出重汽油馏分，经管线160回收，并如前所述作为回流经管线146供给分馏器110，和供给重汽油产物管线162。在急冷鼓116内分离出的部分水经管线164循环，在热交换器166、168中冷却，并如前所述经管线152、154返回到急冷塔114。急冷鼓116的净处理冷凝物经管线170回收。
在图3中，图2的急冷配料接口120和室126被汽/液接触器-分离器鼓120a所代替，该装置接收返回的急冷油流122a和经管线118接收裂解炉流出物。蒸汽经管线124a直接供给分馏器110底部。容器120a的焦油状液体冷凝物经管线128a供给燃料油汽提器112。在该实施方案中容器120a起汽-液分离作用，因此，不需要修改分馏器110。该实施方案应该代表现有装置典型的改装。如必要，部分急冷油可以从管线122a将其部分引入管线128a，从而引入到燃料油汽提器112。
在图4中，瓦斯油排料148a供给瓦斯油汽提器112a，而不是供给如图2和3的燃料油汽提器112。水蒸汽经管线130a供给瓦斯油汽提器112a。瓦斯油汽提器112a汽提后的蒸汽和水蒸汽经管线134a返回到分馏器110。汽提后的瓦斯油流132a从瓦斯油汽提器112a的底部回收。
在图5中，裂解分馏装置包括图2的急冷配料接口120/内置室配置，以及图4的瓦斯油汽提器112a。
本发明由如下实例进行说明。实例1-基本情况/瓦斯油排料
基本情况(见图1)是由模拟现有商业裂解分馏器产生的，该分馏器接收336700kg/hr(13670kmoL/hr)的343℃和表压0.4kg/cm2的部分冷却裂解流出物，其组成逐一列于表1。
                 表1
    成分    组成(moL％)
    H2    7.13
    CO    0.03
    CO2    0.01
    H2S    0.01
    CH4    12.40
    C2H2    0.30
    C2H4    16.37
    C2H6    2.84
    C3H4    0.31
    C3H6    5.32
    C3H8    0.15
    1，3-丁二烯    1.47
    C4H8    1.05
    C4H10    0.29
    C5+    4.59
    H2O    47.55
    总计    100.00
基本情况是模拟有(实例1a)和无(实例1b)分馏器10第二级894kg/hr的瓦斯油排料38，保持分馏器脚油温度为190℃。无排料时，分馏器脚油20黏度为1.68cp，重汽油产物54的终馏点为242℃，到分馏器10的回流52为183060kg/hr(1500kmoL/hr)，急冷鼓16温度为85.2℃和交换器30、32回收热量为24.0MMkcaL/hr。结果列表于如下表2。有瓦斯油排料38时，分馏器脚油20黏度为2.02cp，重汽油产物54的终馏点为243.5℃，回流52为123320kg/hr(1000kmoL/hr)，急冷鼓16温度为84.4℃和回收热量为29.3MMkcaL/hr。瓦斯油排料增加热量回收，但不理想地增加脚油黏度。实例2
实例1的模拟重复用于图2所示的流程。排料148取自分馏器110顶部附近，并送到燃料油汽提器112的顶级。部分122急冷油注入急冷配料接口120同裂解炉流出物118混合，且混合物分离成蒸汽和液体。蒸汽进入分馏器110，而液体128进入燃料油汽提器112的顶板。分馏器110脚油流136温度变化于180-200℃，瓦斯油排料148变化于2000-3000kg/hr，和进入燃料油汽提器112的汽提水蒸汽变化于500-2025kg/hr。操作条件和结果如表2所示。
在实例2A中，瓦斯油排料以2000kg/hr从分馏器110第二级流向燃料油汽提器112的顶级。流向燃料油汽提器112的管线130中水蒸汽流速为2025kg/hr。分馏器110脚油温度为180℃，比实例1低10℃。33000kg/hr、180℃燃料油的滑流122同分馏器110的进料混合，使混合流124温度降至约322℃。在室126剩余液体(冷凝的焦油)与蒸汽分离，并经管线128送到燃料油汽提器112的第一级。调节管线122燃料油的注入流速，直到使大部分最重组分(C12+)冷凝。结果分馏器脚油(管线122和136)黏度降低至1.38cp。回流(管线146)也大大低于实例1A，且热量回收大大增加。
在实例2B中，汽提水蒸汽(管线130)流速降低至1000kg/hr。这使重汽油终馏点下降，意味着实例2A中燃料油过度汽提，并要求较多的回流以符合汽油终馏点规范。
在实例2C中，分馏器110脚油温度模拟实例2B设定为190℃。这增加了较重组分的浓度，并使黏度上升到1.7cp，使汽油终馏点降低至242.8℃。管线122温度较高，导致管线128焦油冷凝物较少和管线136燃料油黏度较高。
在实例2D中，将模拟实例2C修改为增加进入急冷配料接口120的燃料油流速至36000kg/hr，并降低进入燃料油汽提器112的水蒸汽130至500kg/hr。由于更多的焦油被冷凝并经管线128除去，分馏器脚油黏度降低至1.43cp，且汽提水蒸汽130不需要保持低黏度。回流146流速为147020kg/hr，热量回收为27.2MMkcaL/hr。
在实例2E中，将模拟实例2D修改为提高分馏器110脚油温度至200℃。燃料油黏度增加到1.6cp，且汽油终馏点上升到253℃。
在实例2F中，将模拟实例2E修改为增加瓦斯油排料至3000kg/hr.汽油终馏点降低，意味着增加瓦斯油排料减少回流需要。燃料油黏度也相应增加。
在实例2G中，将模拟实例2F修改为增加回流至符合实例1A的汽油终馏点。这使回流流速为151860kg/hr和黏度为1.48cp，两者均比基本情况低。
在实例2H中，将模拟实例2G修改为减少瓦斯油排料至2500kg/hr。这使汽油终馏点和燃料油黏度都降低，意味着实例2G瓦斯油排料太大，且会从分馏器110带走太多的中沸程物质。热量回收仍为14.7％，比基本情况实例1A要高。
在实例2I中，将模拟实例2H修改为减少瓦斯油排料至1788kg/hr，进入急冷配料接口120的燃料油流速降低至37000kg/hr。这提高汽油终馏点和燃料油黏度，但也增加热量回收。
在实例2J中，将模拟实例2H修改为使瓦斯油排料引入燃料油汽提器112的底级。结果汽油终馏点降至237℃，但黏度增加至1.6cp。实例3
将模拟实例2H修改为输送瓦斯油排料148a至如图5所示的附加汽提器112a。塔顶馏出物蒸汽134a返回到排料级(第二级)，并获得瓦斯油产物流132a。汽提器112a用250kg/hr的水蒸汽再煮沸。当回流146为148320kg/hr时，汽油终馏点为237℃和燃料油黏度为1.88cp。结果如表3所示。这表明本发明原理可以如何适用于获得较轻的瓦斯油产物。
                     表3
实例     基本     3
分馏器(10，110)脚油温度，℃     190     200
燃料油黏度，cp     1.68     1.88
汽油终馏点，℃     242     237
瓦斯油排料，kg/hr     0     2500
排料级     不详     2
燃料油汽提器112的级     不详     底部
回流(52，146)，kmoL/hr     1150     1225
返回(122)，kg/hr     0     38700
冷凝物，kg/hr     0     4800
水蒸汽(22，130)，kg/hr     2025     500
热量回收，MMkcaL/hr     24.0     27.6
实例4
图5流程模拟是基于，管线118裂解炉流出物为336000kg/hr，管线122返回为61000kg/hr，和管线128焦油回收为5800kg/hr。燃料油汽提器112经管线130用500kg/hr的水蒸汽操作，并生产5650kg/hr的燃料油。瓦斯油排料148a为2450kg/hr，汽提器112a经管线130a用200kg/hr的水蒸汽操作，并生产2360kg/hr的燃料油。回流146为146000kg/hr。交换器138、140的热量回收为27.3MMkcaL/hr，管线122、136中急冷油温度为200℃，黏度为1.6cp。
上面叙述的本发明用作该发明的描述，而不是作为该发明的限制。鉴于前述，对本领域的各种改进是十分明显的。预期所附权利要求书将涵盖本发明范围和本发明思想内的所有这些改进。
                                                                              表2
实例   1A   1B   2A   2B   2C   2D   2E   2F   2G   2H   2I   2J
分馏器(110)脚油温度，℃   190   190   180   180   190   190   200   200   200   200   190   200
燃料油(122)黏度，cp   1.68   2.02   1.38   1.47   1.7   1.43   1.6   1.99   1.48   1.35   1.44   1.6
重汽油终馏点，℃   242   243.5   251   246   243   240   253   250   241   237.5   251   237
瓦斯油排料，kg/hr   0   894   2000   2000   2000   2000   2500   3000   3000   2500   1788   2500
排料级   不详   2   2   2   2   2   2   2   2   2   2   2
燃料油汽提器(122)的级   不详   顶   顶   顶   顶   顶   顶   顶   顶   顶   顶   底
回流(146)，kmoL/hr   1500   1000   1100   1100   1200   1150   1150   1150   1250   1098   1098   1225
到急冷配料接口的急冷油(122)，kg/hr   --   --   33000   33000   33000   36000   3300   38700   38700   38700   37000   38700
焦油冷凝物(128)，kg/hr   --   --   4100   4200   3000   4400   4200   4800   4600   4600   4400   4700
燃料油汽提器(112)的水蒸汽(22，130)，kg/hr   2025   2025   2025   1000   1000   500   1000   500   500   500   500   500
急冷鼓(16，116)温度，℃   85.2   84.4   84.4   84.1   84.4   84.3   84.4   84.4   84.4   84.3   84.1   84.2
回收热量(30，32，139，140)，MMkcaL/hr   24.0   29.3   28.8   28.8   28.3   27.2   27.2   27.8   27.5   27.1   28.6   27.1

Claims (12)

1.一种用于控制乙烯工厂裂解分馏装置中急冷油黏度的方法，它包括的步骤为：
(a)将蒸汽流引入裂解分馏器的底部；
(b)从裂解分馏器底部排放液体；
(c)冷却步骤(b)的部分液体以形成急冷油；
(d)将急冷油返回到裂解分馏器，同步骤(a)的蒸汽流接触并冷凝部分蒸汽流；
(e)使裂解炉流出物同有效量步骤(b)的部分液体接触，以冷却并冷凝部分裂解炉流出物；
(f)分离步骤(e)的蒸汽和液体，以形成用于步骤(a)的蒸汽流。
2.权利要求1的方法，其中步骤(b)液体黏度的控制方法是调节步骤(b)供给步骤(e)的液体量。
3.权利要求1的方法，其中供给步骤(e)的步骤(b)液体包括部分步骤(c)的急冷油，且其中急冷油黏度的控制方法是调节供给步骤(e)的液体量及其温度。
4.权利要求1的方法，还包括回流裂解分馏器塔顶馏出物及从塔顶馏出物流冷凝出的重汽油。
5.权利要求4的方法，还包括从裂解分馏器获取瓦斯油排料的步骤。
6.权利要求5的方法，还包括步骤(1)即至少部分步骤(f)的液体与至少部分瓦斯油排料一起汽提，以获得汽提后的蒸汽流，和步骤(2)即将该汽提后的蒸汽流引入裂解分馏器。
7.权利要求1的方法，还包括步骤(1)即汽提至少部分步骤(f)的液体，以获得汽提后的蒸汽流，和步骤(2)即将汽提后的蒸汽流引入裂解分馏器底部。
8.权利要求6的方法，其中步骤(b)的部分液体在步骤(1)中与步骤(f)的液体及瓦斯油排料一起汽提。
9.权利要求7的方法，其中步骤(b)的部分液体在步骤(1)中与步骤(b)的液体一起汽提。
10.权利要求1的方法，其中步骤(f)是在裂解分馏器内紧靠其底部的一个室中进行。
11.权利要求1的方法，还包括步骤：
(g)将裂解分馏器塔顶馏出物蒸汽供给急冷塔；
(h)将急冷塔底部的急冷水返回到急冷塔顶部，以接触并冷却步骤(g)中供给的蒸汽；和
(i)冷却步骤(h)中的急冷水，以回收热量。
12.权利要求11的方法，其中急冷塔和裂解分馏器形体上是结合成一个单塔。
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