CN119403904A 用于分馏热解流出物的方法和系统 （埃克森美孚化学专利公司）

2024.12.19PCT/US2023/0239692023.05.31WO2023/249798EN2023.12.28出物在初级分馏器的闪蒸区内分离为第一液体气可流入急冷区并且可以与第一急冷介质接触2在闪蒸区内将热解流出物分离为第一液相馏分和使第一气相馏分与第一急冷介质在急冷区内接触以产生第二液相馏分和第二气相馏从急冷区回收包含第二液相馏分和第一急冷介质的至少一部分的热解急冷使第二气相馏分与第二急冷介质在分馏区内接触以产生第三液相馏分和第三气相馏从分馏区回收包含第三液相馏分的热解瓦斯从分馏区回收包含第二急冷介质的至少一部分的第三气相馏分和包含乙烯的工艺气在热交换级中将热量从热解急冷油的至少一部分间接传递至热2.根据权利要求1所述的方法，进一步包括从第三气相馏分回收热解石脑油和工艺气加热的热量传递介质包含压力为约100kPag至<827kPag的低压蒸汽，压力为约827加热的热量传递介质包含压力为约827kPag至约17205.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中从急冷区回收的蒸汽裂化器急冷油6.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中从7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其热解急冷油包含热解流出物中存在的焦炭颗粒的8.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中热解产物包含热解流出物中存在的焦炭颗粒的≥50重量%，并且其中未经由焦油产物从分馏器9.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中热解急冷油在热浸泡于约160℃的温度下持续6小时时形成少于15wppm的不311.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中急冷区包括布置于其中的一个或多12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在第一气相馏分流入急冷区时第一13.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中分馏区包括下部分馏区和上部分馏将泵唧循环馏分从泵唧循环区的下部分抽出到泵唧循15.根据权利要求14所述的方法，其中冷却泵唧循环馏分产生处于约100k16.根据权利要求14或权利要求15所述的方法，其中从上部分馏区的下部分回收热解18.根据权利要求16所述的方法，其中在回收热解瓦斯油的位置下方的位置将冷却的热解焦油在从闪蒸区回收时处于约235℃至约3热解急冷油在从急冷区回收时处于约185℃至约在第二气相馏分流入分馏区时第二气相馏分处于约160℃至2第三气相馏分在从分馏区回收时处于约95℃至约蒸气分布装置，其布置于闪蒸区和急冷区之间，该蒸气分布21.根据权利要求20所述的初级分馏器，其中热解急冷油出口与热解急冷油热交换级422.根据权利要求20或权利要求21所述的初级分馏器，其中分馏区包括下部分馏区和23.根据权利要求22所述的初级分馏器，其中泵唧循环区包括布置于其中的一个或多24.根据权利要求22或权利要求23所述的初级分馏器，其中泵唧循环区包括与泵唧循25.根据权利要求24所述的初级分馏器，其中热解瓦斯油出口位于泵唧循环出口和泵26.根据权利要求22至25中任一项所述的初级分馏器，其中下部分馏区和上部分馏区27.根据权利要求20至26中任一项所述的初级分馏器，其中蒸气分布装置包括升气塔28.根据权利要求20至27中任一项所述的初级分馏器，其中急冷区包括布置于其中的29.根据权利要求20至28中任一项所述的初级分馏器，其中热解流出物进口与进料分蒸气分布装置，其布置于闪蒸区和急冷区之间，该蒸气分布5[0002]本申请要求提交日期为2022年6月22日的美国临时申请号63/354,252的优先权和[0003]本文公开的实施方案总体上涉及用于将热解流出物分离为多种产物的方法和系[0005]热解环境内的加工条件产生导致常规初级分馏器内结构和/或表面的积垢和相关6效的实施方案。[0011]图1描述根据描述的一个或多个实施方案的用于从冷却的热解流出物分离多种产[0012]图2描述根据描述的一个或多个实施方案的用于蒸汽裂化烃进料以产生蒸汽裂化[0013]应理解下面的公开内容描述用于实现本发明的不同特征，结构和/或功能的若干在各种示例性实施方案中和在本文提供的图中重复附图数字和/或字母。该重复是为了简洁和清楚的目的并且本身不规定各示例性实施方案和/或图中讨论的配置之间的关系。另“分离级”的实施方案包括其中使用一个或两个或更多个分离级的实施方案，除非相反指明。75_烯烃。[0021]标准沸点和标准沸点范围可根据ASTMD_6352_98或D2887中描述的方法通过气相在该温度下99.5重量%的特定样品已达到可使用ASTMD6560_17来确定沥青质含量。烃中的沥青质可以处于液相(例如，互溶的液或更高的沸点的组分。非挥发性组分可包括焦炭前体，其为中等重质的和/或反应性的分[0024]图1描述根据一个或多个实施方案的用于从经由管线107引入的冷却的热解流出8[0025]急冷区145可布置于闪蒸区140的上方并且可包括热解急冷油进口146和热解急冷装置150还可配置为在急冷区145内在其上收集液体。在蒸气分布装置150上收集的液体可内部结构147(例如底部抽出塔盘)可配置为在其上收集热解急冷油，该热解急冷油可经由与热解急冷油出口148流体连通的管线135和栅板可以包括在HenryZ.Kister的DistillationDesign,McGraw_HillInc.,1992年,262_265页和464_466页中公开的那些。合适的喷射舌片塔盘可以包括在WO公开号递介质经由进口172引入一个或多个热交换级170，以产生管线171中的冷却的热解急冷油经由管线135从初级分馏器回收的急冷油的第一部分引入热交换级170并且可以从系统100由管线135从初级分馏器130回收的热解急冷油可在引入热交换级170之前经受过滤或其它9185℃,约200℃,或约210℃至约225℃,约240℃,或线171中的冷却的热解急冷油可以处于约140℃,约150℃,或约160℃至约180℃,约190℃,或蒸汽的一个或多个热交换器和/或热交换级170可包括配置为将热量从热解急冷油传递中的加热的热量传递介质可以是或可以包含但不限于，压力为约100kPag至<827kPag的[0032]可将经由管线175的冷却的热解急冷油的第一部分与管线101中的热解流出物在热解流出物。在一些实施方案中，管线101中的热解流出物可处于约550℃,约625℃,或约而显著变化，但冷却的热解急冷油与热解流出物的重量比典型地在约0.1:1至约10:1，例[0033]在一些实施方案中，可将经由管线176的冷却的热解急冷油的第二部分通过热解[0034]可将管线107中的冷却的热解流出物经由热解流出物进口141引入闪蒸区140。在一些实施方案中，管线107中的冷却的热解流出物在引入闪蒸区140时可处于约225℃,约240℃,约250℃,约260℃,约270℃,或约280℃至约300℃,约325℃或约350℃的温度。在一些实施方案中，管线107中的冷却的热解流出物在引入闪蒸区140时可处于≥225℃,≥2的热解流出物分离为第一液相馏分和第一气相馏分。可经由与热解焦油出口143流体连通的管线133从其中回收第一液相馏分作为热解焦油。第一液相馏分或热解焦油当离开热解焦油出口143时，可处于约225℃,约250℃,或约265℃至约285℃,约300℃,约315℃,约325公开号WO2018/111574中公流入急冷区145时，第一气相馏分可处于约235℃,约250℃,或约265℃至约285℃,约300℃,或约315℃的温度。可以使第一气相馏分与第一急由管线176的冷却的热解急冷油以相对于管线107中的冷却的热解流出物中的烃的重量约[0037]第二液相馏分可在蒸气分布装置150上和/或在布置于急冷区145内的一个或多个相馏分的分离。在第二气相馏分流入下部分馏区155时，第二气相馏分可处于约160℃,约170℃,或约175℃至约185℃,约195℃,或约200℃的[0038]热解急冷油与热解焦油的重量比可至少部分取决于经受热解以产生热解流出物[0039]已发现当管线107中的冷却的热解流出物包含焦炭颗粒时，该焦炭颗粒可与管线133中的热解焦油一起除去和/或可保留在闪蒸区140内，从而使得第一气相馏分流入基本管线135中的热解急冷油可包含存在于管线107中的冷却的热解流出物中的焦炭颗粒的≤[0040]还已发现当管线107中的冷却的热解流出物包含沥青质时，该沥青质可在极大程度上与管线133中的热解焦油一起除去和/或可保留在闪蒸区140内，从而使得第一气相馏热解急冷油可包含存在于管线107中的冷却的热解流出物中的任何焦炭和任何沥青质的组[0041]还已发现通过在闪蒸区140内而不是在常规的初级分馏器内从热解流出物分离热解流出物引入常规初级分馏器并且回收含有热解焦[0042]还已发现通过在闪蒸区140内从热解流出物分离热解焦油，可在热解急冷油典型地经受的工艺条件下在管线135中的热解急冷油中产生的不溶聚合物的量可减少或甚至消冷却的热解流出物引入常规初级分馏器并且回收含有热解焦油和热解急冷油的底部物作热解流出物引入提供含有热解焦油和热解急冷离热解焦油。因此原本会回收作为热解焦油的组分的更有价值的急冷油分子的量可减少。[0044]回到第二气相馏分，第二气相馏分可流动通过下部分馏区155，通过泵唧循环区160，并且流入上部分馏区165并且可与经由管线168通过回流进口163引入上部分馏区165解瓦斯油在经由管线137离开热解瓦斯油出口161时可处于约120℃,约125℃,或约130℃至约145℃,约150℃,或约160℃的温度。[0045]经由与气相出口166流体连通的管线139的第三气相馏分可从初级分馏器130回级分馏器130时，可处于约95℃,约100℃,或约105℃至约110℃,约115℃,约120℃,约135由管线168的热解石脑油以相对于管线107中的冷却的热解流出物中的烃的重量约0.45:1，与经由管线181引入的蒸汽接触。经由管线182的热解瓦斯油产物和经由管线183的顶部物口184抽出经由管线185的泵唧循环馏分并且将其引入热交换级187以产生经由管线188的引入热交换级187并且可经由管线189从其中回收加热的第二热量传递介质，例如处于约[0048]可将经由管线188的冷却的泵唧循环馏分经由泵唧循环进口193引入泵唧循环区188中的冷却的泵唧循环馏分可处于约85℃,约90℃,约100℃,或约110℃至约120℃,约135[0050]图2描述根据一个或多个实施方案的用于蒸汽裂化烃进料201以产生经由管线219的热解流出物(即蒸汽裂化器流出物)并且从其中分离多种产物的说明性系统200的示意中加热来产生管线217中的加热的混合物。管线217中的加热的混合物可在蒸汽裂化器215过将加热的混合物引入一个或多个分离级来从管线217中的加热的混合物分离气相产物和[0052]可经由管线201/203引入蒸汽裂化器的烃进料可以是或可以包括但不限于，原始压管式炉底部物和宽沸程减压管式炉石脑油至瓦斯油冷凝物，来自精炼厂的重质非直馏[0053]蒸汽裂化条件可包括但不限于下列中的一个或多个：使烃进料暴露于≥400℃的℃,约1000℃,或约1050℃的温度，WO2018/111574中公开的方法和系统来对烃进料进行蒸汽裂化。管线219中的蒸汽裂化器流出物可以处于≥300℃,≥400℃,≥500℃,≥600℃,或≥700℃,或≥800℃,或更高的温[0054]可以将管线219中的蒸汽裂化器流出物来产生第一冷却的蒸汽裂化器流出物。在由管线101的第一冷却的蒸汽裂化流出物或[0055]可将经由管线101的第一冷却的蒸汽裂化流出物或热解流出物引入急冷装置来产汽裂化流出物或热解流出物引入初级分馏器130并且可从初级分馏器130回收经由管线133[0056]可将经由管线139的顶部物与经由管线244的急冷水(例如再循环急冷水)一起引入急冷塔228以冷却顶部产物。可包含乙烯，丙烯或者乙烯和丙烯的工艺气体可经由管线230回收并且可将经由管线231的包含蒸汽裂化石脑油和急冷水的混合物导离急冷塔228。[0057]可将管线231中的蒸汽裂化石脑油和急冷水的混合物引入一个或多个分离器24送入酸水汽提塔，稀释蒸汽产生系统等。经由管线244的再循环急冷水可再循环至急冷塔塔228作为单独返回流和/或分成返至急冷塔228和/或其它工艺设备经由管线242和168的蒸汽裂化石脑油的一部分再循环至上部分馏区作为回流。管线242中案中，蒸汽裂化石脑油可具有约220℃,约221℃,约225℃,或约230℃至约235℃,约240℃,管线137的蒸汽裂化瓦斯油的量可以控制或调节至维持管线242中蒸汽裂化石脑油的回收，该蒸汽裂化石脑油具有≤260℃的终沸点，如根据ASTMD2887_18测量的。经由管线242和168再循环的蒸汽裂化石脑油相对于经由管线107引入初级分馏器130的冷却的蒸汽裂化器流出物的量可以调节或控制来提供初级分馏器130的上部分馏区165内的需要的温度和/或[0061]进行在本文描述的初级分馏器130中分离蒸汽裂化器流出物的两个模拟。第一模[0062]第二模拟中中压蒸汽的增加对应于相比第一模拟免或减少补充急冷油的需求是重要的。通常在约120℃至约145℃的温度下从初级分馏器量从热解急冷油的至少一部分间接传递至热量传递介质以产生冷却的热解急冷油和加热[0067]A2.根据A1所述的方法，进一步包括从第三气相馏分回收热解石脑油和工艺气加热的热量传递介质包含压力为约100kPag至<827kPag的低压蒸汽，压力为约827kPag