CN106062139A - 用于加热原油的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及用于加热来自精炼过程的一个或更多个流的方法，所述来自精炼过程的一个或更多个流选自原油塔进料、真空塔进料、催化重整器进料、焦化器进料、热裂化器进料和加氢裂化器进料，所述方法包括以下步骤：在热交换器中将来自石油‑化学过程的一个或更多个流的热输送至所述来自精炼过程的一个或更多个流以获得一个或更多个经加热的流，所述来自石油‑化学过程的一个或更多个流选自蒸汽裂化器原料气、丙烷脱氢原料气和丁烷脱氢原料气，其中在发生所述热交换步骤之前，所述来自石油‑化学过程的一个或更多个流的温度高于所述来自精炼过程的一个或更多个流的温度。
Description
本发明涉及用于加热来自精炼过程的一个或更多个流的方法。更详细地，本发明涉及石油精炼过程与石油-化学过程之间的热整合。
美国专利申请No 20120/24749涉及用于使烃进料裂化的方法，所述方法包括：向烃热解装置提供烃进料以产生裂化流出物；使来自烃热解装置的至少一部分裂化流出物通过第一热交换器；将来自第一热交换器的至少一部分裂化流出物分离成气体流出物和液体流出物；使至少一部分气体流出物通过第二热交换器；将来自第二热交换器的至少一部分气体流出物转到分馏器；通过使实用流体通过第二热交换器在第二热交换器中回收来自至少一部分流出物的热；以及通过使来自第二热交换器的实用流体通过第一热交换器在第一热交换器中回收来自至少一部分裂化流出物的热。该文献教导了使用来自石油-化学过程的流的热来加热另外的流，即实用流体。
EP 0 205 205涉及输送线交换器和用于冷却流体如裂化反应产物的方法，所述输送线交换器是具有两个或更多个独立的热交换段但是只有一个入口和一个收集头的壳管式热交换器，所述独立的段通过中间管连接。当冷却温度为750℃至900℃的裂化烃产物时，在第一热交换区中，可以使用在其沸腾温度和压力下的水产生高压蒸汽作为该区中的冷却流体。或者，在第二热交换区中，可以使温度为450℃至650℃的经部分冷却的裂化反应产物进一步冷却以产生低压蒸汽。该文献教导了通过使用壳管式的输送线交换器来冷却裂化反应产物。
美国专利No 2,294,126涉及通过与经历分馏的经热处理烃产物的热交换来蒸馏和分馏石油原油的方法，其包括：使通过将烃馏出物裂化为较低沸点烃所产生的热产物与催化吸附剂相接触来完成裂化反应并使沸点高于瓦斯油的焦油和燃料油析出；使未明显冷凝的蒸气相中剩余的热产物与通过对减压原油(reduced crude)进行非碳化裂解处理获得的热产物相接触以除去其挥发物。该文献教导了将经加热产物分离与进料制备联合以省略散热容器如部分分离塔以及在用于裂化系统的常见的大量设备中存在的多个连接件。
石油精炼过程是石油精炼厂(也称为炼油厂)中使用的将原油转化为有用产品如液化石油气(LPG)、汽油(gasoline或petrol)、煤油、喷气燃料、柴油和燃料油的化工过程和其他设施。石油化学品是源自石油的化学产品，并且其实例是烯烃(包括乙烯、丙烯和丁二烯)和芳族化合物(包括苯、甲苯、二甲苯异构体)。炼油厂通过使石油馏分进行流体催化裂化以生产烯烃和芳族化合物。例如，化工厂通过使天然气液体如乙烷和丙烷蒸汽裂化来生产烯烃。例如，通过使石脑油催化重整来生产芳族化合物。
目前，进行石油精炼过程(例如，蒸汽裂化器装置)的工业设备与进行石油化学过程(例如，原油蒸馏装置(CDU))的工业设备是分开的。这样的分开实际上意味着这些过程之间(即，石油精炼过程与石油化学过程之间)没有发生热整合。
原油蒸馏装置的原油炉将油加热至约350℃的温度。热通常通过气体或油燃烧来提供。原油常压蒸馏(或拔顶)设备可以通过同系组分混合物的物理分离来获得馏出物(由塔顶产物和副馏分组成)和残余物。利用组分在蒸气相与液相之间的不同分布进行的这种分离在在接近平衡的条件下操作的阶段中发生。馏出物的多个馏分的分离通过分级冷凝馏出物的蒸气来实现，其为需要排热的操作。在蒸馏塔(或釜)的情况下，这种排热通过一系列的回流来进行：外部回流，由经冷凝的塔顶产物的一部分组成；和中间回流，由从塔中排出并且在冷却之后在高于其排出点的点处返回塔中的液体组成。中间回流通常被称为循环回流或中段回流(pump around)。将来自储罐的进料泵送至加热器中，所述加热器已用通过热交换器从塔顶蒸气、副馏分、中间回流和常压残余物回收的热进行预热。在加热器中加热至操作条件所需的温度之后，将进料通过输送线输送至常压塔的闪蒸区，在其中分离成汽化馏分(相当于全部的馏出物)和液体残余物。
在蒸汽裂化器炉中，将烃进料加热至大于800℃的温度，然后快速冷却(间接骤冷)至至少低于600℃，产生非常高压的蒸汽。通过高压蒸汽产生和其他形式的热回收并且最后通过水骤冷、空气冷却器和水冷却器进一步冷却所述气体。
蒸汽裂化是能量密集型过程。蒸汽裂化过程需要非常高温的热。从该过程中或者可以从该过程中回收较低温度的热。然而，分离过程主要需要冷却并且很少需要温度范围为200℃至400℃的(低有效能)热，这尤其适用于轻质原料的蒸汽裂化器。
此外，原油精炼需要温度范围为200℃至400℃的热：在进入常压塔之前将原油在原油炉中加热至约350℃。在原油炉中，燃烧油或气体(高有效能)以在相对(低有效能)温和的温度(相比于蒸汽裂化)下加热。这样的原油炉可具有良好的能量效率但是有效能效率相当差。
本发明的一个目的是提供一种用于整合石油精炼过程(例如，蒸汽裂化器装置)与石油化学过程(例如，原油蒸馏装置(CDU))的热的方法。
因此，本发明的一个目的是将来自化学方面的产热装置的流与需要热的精炼流连接起来。
本发明的另一个目的是提供一种用于节约石油精炼过程的能量的方法。
本发明的另一个目的是提供一种用于加热原油的方法，其中原油炉的全部或部分负荷可以被替代。
因此，本发明涉及一种用于加热来自精炼过程的一个或更多个流的方法，所述来自精炼过程的一个或更多个流选自原油塔进料、真空塔进料、催化重整器进料、焦化器进料、热裂化器进料和加氢裂化器进料，所述方法包括以下步骤：在热交换器中将来自石油-化学过程的一个或更多个流的热输送至来自精炼过程的一个或更多个流以获得一个或更多个经加热的流，所述来自石油-化学过程的一个或更多个流的热选自蒸汽裂化器原料气、丙烷脱氢原料气和丁烷脱氢原料气，其中在发生所述热交换步骤之前，来自石油-化学过程的一个或更多个流的温度高于来自精炼过程的一个或更多个流的温度。
术语“原料气”在本文中是指来自特定过程装置的气体流，即具有高温的出口气体流，即流出物流或产物流。例如，术语“蒸汽裂化器原料气”是指来自蒸汽裂化器炉的气体流。术语“丙烷脱氢原料气”和“丁烷脱氢原料气”分别是指来自丙烷脱氢炉的气体流和来自丁烷脱氢炉的气体流。这样的气体流可包含多种化学组分。
上述段落涉及“热交换器”，其意味着这样的热交换器可包括一个或更多个热交换装置。这些装置可以并联地、串联地或以其组合运行。本发明不限于热交换装置的具体数目或者其运行方式，即并联、串联或其组合。
因此，本发明提供了一种方法，其中使用热交换器将来自石油精炼过程(例如，原油蒸馏装置(CDU)、真空蒸馏装置(VDU)、加氢裂化器、焦化器、催化裂化器)的热输送至石油化学过程(例如，蒸汽裂化器装置、脱氢装置)以替代炉的全部或部分负荷。本发明人认为这样的方法具有有益效果，例如，较长的炉运转时间和较低的资金成本。请注意，本发明不涉及石油精炼装置与石油化学装置之间的过程流的整合，而是涉及热的整合。
根据本发明方法的一个优选实施方案，通过在热交换器中将来自蒸汽裂化器原料气的热输送至原油塔进料来加热原油塔进料以获得经加热的原油塔进料。
在其中热输送不直接产生期望的最终温度的实施方案中，需要另外的加热步骤。这样的步骤包括在原油炉中另外地加热原油塔进料的步骤，其中另外的加热步骤在输送来自蒸汽裂化器原料气的热之后发生。根据另一个实施方案，加热步骤还包括在原油炉中另外地加热原油塔进料的步骤，其中另外的加热步骤在输送来自蒸汽裂化器原料气的热之前发生。
在其中石油精炼过程流的热容量足够高的实施方案中，不仅可以将热输送至原油塔进料，而且可以输送至来自石油化学过程的其他流。其实例为其中通过在热交换器中将来自蒸汽裂化器原料气的热输送至真空塔进料来加热真空塔进料以获得经加热的真空塔进料流。
优选的是，所述热交换器的入口处的温度——即来自石油-化学过程的一个或更多个流的温度——比所述热交换器的出口处的温度——即来自精炼过程的一个或更多个流的温度——高至少10℃，优选高至少50℃。
为了在来自精炼过程的一个或更多个流与来自石油化学过程的一个或更多个流的热之间有效地输送热，优选的是，来自石油-化学过程的至少一个或更多个流的温度为350摄氏度至600摄氏度。
在本发明方法中，精炼热消耗装置的实例为(括号中为最大温度需求)：原油塔(380℃)、真空塔(420℃)、催化重整器(550℃)、焦化器(460℃)、热裂化器(540℃)和加氢裂化器(430℃)。
在本发明方法中，石油-化学产热装置的实例为(括号中为平均温度)：第一TLE之后的蒸汽裂化器炉(600℃)和来自丙烷-丁烷脱氢装置(PDH/BDH)的反应器流出物(600℃)。
用于将烷烃转化成烯烃的非常常见的方法涉及“蒸汽裂化”。如本文所使用的术语“蒸汽裂化”涉及这样的石油化学过程，其中饱和烃被分解成更小的通常不饱和的烃，如乙烯和丙烯。在蒸汽裂化中，用蒸汽稀释气态烃进料如乙烷、丙烷和丁烷或其混合物(气体裂化)或者液体烃进料如石脑油或柴油(液体裂化)，并且在不存在氧的情况下在炉中短暂地加热。通常，反应温度非常高，约850℃，但是该反应仅允许非常短暂地发生，通常停留时间为50毫秒至500毫秒。优选地，烃化合物乙烷、丙烷和丁烷分别在相应的专用炉中裂化以确保在最佳条件下裂化。在达到裂化温度之后，在输送线交换器中或在使用骤冷油的骤冷箱内使气体快速骤冷以停止反应。蒸汽裂化导致碳形式的焦炭缓慢沉积在反应器壁上。脱焦需要使所述炉与所述过程分开，然后使蒸汽或蒸汽/空气混合物流动通过炉盘管。这将硬固体碳层转化成一氧化碳和二氧化碳。完成该反应后，将炉返回使用。通过蒸汽裂化产生的产物取决于进料的组成、烃与蒸汽之比以及裂化温度和炉内停留时间。轻质烃进料如乙烷、丙烷、丁烷或轻质石脑油给出了富含较轻质聚合物等级的烯烃(包括乙烯、丙烯和丁烯)的产物流。较重质烃(全范围和重质的石脑油和柴油馏分)也提供了富含芳族烃的产物。
为了分离通过蒸汽裂化产生的不同烃化合物，使裂化气体经历分馏装置。这样的分馏装置在本领域中是公知的并且可包括所谓的汽油分馏器，在其中将重质馏出物(“炭黑油”)和中间馏出物(“裂化馏出物”)与轻质馏出物和气体分离。在随后的骤冷塔中，可通过冷凝轻质馏出物将通过蒸汽裂化产生的大多数轻质馏出物(“热解汽油”或“裂解汽油”)与气体分离。随后，可以使气体经历多个压缩阶段，其中可在压缩阶段之间将轻质流出物的剩余物与气体分离。另外，可在压缩阶段之间移除酸性气体(CO2和H2S)。在以下步骤中，可在级联制冷系统的阶段中将通过热解产生的气体部分压缩成几乎仅有氢保留在气相中。不同的烃化合物可随后通过简单的蒸馏来分离，其中乙烯、丙烯和C4烯烃是通过蒸汽裂化产生的最重要的高价值化学品。通过蒸汽裂化产生的甲烷一般被用作燃料气体，氢可被分离出来并且循环至消耗氢的过程，例如加氢裂化过程。优选将通过蒸汽裂化产生的乙炔选择性地氢化成乙烯。可将包含在裂化气体中的烷烃循环至用于将烷烃转化成烯烃的过程。
如本文所使用的术语“丙烷脱氢装置”涉及其中将丙烷进料流转化为包含丙烯和氢的产物的石油化学过程装置。因此，术语“丁烷脱氢装置”涉及用于将丁烷进料流转化为C4烯烃的过程装置。同时，用于低级烷烃(如丙烷和丁烷)脱氢的过程被描述为低级烷烃脱氢过程。用于低级烷烃脱氢的过程在本领域中是公知的并且包括氧化氢化过程和非氧化脱氢过程。在氧化脱氢过程中，过程热通过使进料中的低级烷烃部分氧化来提供。在本发明上下文中优选的非氧化脱氢过程中，用于吸热脱氢反应的过程热通过外部热源(例如，通过燃料气体或蒸汽燃烧获得的热烟道气)来提供。例如，UOP Oleflex工艺在移动床反应器中在包含负载在氧化铝上的铂的催化剂存在下使丙烷脱氢以形成丙烯以及使(异)丁烷脱氢以形成(异)丁烯(或其混合物)；参见例如US4,827,072。Uhde STAR工艺在负载在锌-氧化铝尖晶石上的促进铂催化剂存在下使丙烷脱氢以形成丙烯或使丁烷脱氢以形成丁烯；参见例如US 4,926,005。最近通过应用氧化脱氢的原理改进了STAR工艺。在反应器的第二绝热区中，使用所添加的氧选择性转化来自中间产物的部分氢以形成水。这使得热力学平衡移动至更高的转化率并且获得更高的产率。另外，吸热脱氢反应所需的外部热部分通过放热氢转化来供应。Lummus Catofin工艺使用在周期性基础上操作的多个固定床反应器。催化剂是浸渍有18重量％至20重量％铬的活性氧化铝，参见例如EP 0 192 059 A1和GB2 162 082 A。据报道，Catofin工艺是稳健的并且能够处理会使铂催化剂中毒的杂质。通过丁烷脱氢过程产生的产物取决于丁烷进料的性质和所使用的丁烷脱氢过程。另外，Catofin工艺使丁烷脱氢以形成丁烯，参见例如美国专利No 7,622,623。
以下将结合附图进一步详细地描述本发明，在附图中，相同或相似的元件以相同的附图标记来指代，并且其中：
图1是本发明方法的一个实施方案的示意图。
图2是本发明方法的另一个实施方案。
图3是本发明方法的又一个实施方案。
现参照图1中示意性地描绘的方法和设备，示出了用于加热原油的方法101。原油1在原油预热器20中预热并且由此预热的原油4可以通过管线9被直接送至原油炉2。温度为约350℃的经加热的原油12被送至装置11。该路线是用于将原油加热至最终温度的标准路线。装置11涉及精炼装置，例如CDU、VDU、HYC、焦化器或FCC，其中流1可以被确定为需要热的精炼流，即在送至装置11之前需要升温的流。尽管实施方案的以下讨论将装置11确定为常压塔，但是本发明不限于这样的精炼装置。
根据图1所示的本发明方法，来自裂化炉且温度为约800℃的裂化气体3被运送至热交换器(TLE)21，提供温度为约500℃至400℃的流出物5。使经预热的原油4通过管线8与流出物5在热交换器6中相接触，产生经加热的原油10。由此加热的原油10被运送至常压塔11。来自热交换器6的裂化气体7现在的温度为150℃至250℃。根据该方法，来自石油-化学过程的热(即，来自蒸汽裂化炉3的裂化气体)被整合在来自精炼过程(即，常压塔11)的流中。
图2示出了用于加热原油的方法102的另一个实施方案，其中温度为800℃的来自裂化炉的裂化气体3被运送至热交换器(TLE)21，产生温度为约400℃至500℃的流出物5。原油1被运送至原油预热器20，并且使其流出物4与流出物5在热交换器6中相接触，产生经加热的原油18。如果需要的话，可以在原油炉2中进一步加热原油18，产生最终温度为约350℃的原油12。在该实施方案中，原油12被运送至常压塔11。根据另一个实施方案(未示出)，也可以将流出物4首先运送至原油炉2，然后将由此加热的原油运送至热交换器6以在经加热的原油与流出物5之间进一步输送热。在后一个实施方案中，在炉2中另外地加热的步骤在输送来自蒸汽裂化器原料气3的热之前发生。
图3示出了用于加热原油的方法103的又一个实施方案，其中流5的热容量也被用于加热常压塔11的底部流14。因此，底部流14还可以通过热交换器22被进一步加热至进料16进入真空蒸馏塔17的期望进料温度。在真空蒸馏塔17中，进料16被分离成顶部流19和底部流18。热交换器22的出口流可以与热交换器6的出口流7混合，产生将用于另外可能的热整合目的的混合流。尽管图3示出了两个不同的热交换器6、22，但是根据一个优选实施方案，这两个热交换器被整合为单一热交换器。根据另一个实施方案，热交换器6、22可以并联地、串联地或以其组合运行。
如上所示，热交换器6用于将来自裂化气体3的热输送至已预热的原油，从而代替原油炉2的全部或部分负荷。如图2所示，有效能优势可以通过在原油预热器20的对流段中预热原油并且随后在热交换器6中将原油4加热至期望的最终温度来实现。图3示出了将来自化学方面的产热装置的流与需要热的精炼流进一步连接起来的一个优选实施方案。
实施例
实施例涉及通过与乙烯炉整合来加热原油的应用。
相关数据为：裂化炉乙烷进料：100t/h，裂化炉蒸汽与石油之比：0.33，和裂化炉流出物温度：850℃；原油炉的原油进料：230t/h，原油进料温度150℃和原油最终温度：350℃。
根据现有技术的过程，用于加热原油的过程与冷却裂化气体的过程之间没有热交换(参见方案1)。
方案1
方案2提供了使用本发明的热整合的一个实施例。
方案2
以上实施例示出，第二TLE和第三TLE中的热回收可以被原油加热器中的热回收代替，从而使230t/h原油从150℃加热至350℃并部分蒸发。这避免了对原油炉的需要。然而，通过第二TLE和第三TLE产生的蒸汽将不得不通过其他方式如常规蒸汽锅炉来产生。尽管该实施例涉及TLE的使用，但是在此处也可以使用其他热蒸汽，例如，源自脱氢装置(如丙烷脱氢装置和丁烷脱氢装置)的热蒸汽。
独立的蒸汽生成比独立的原油预热更有效率，导致了能量节约：在原油炉的典型热效率为85％，蒸汽锅炉的典型效率为90％的情况下，所产生的能量节约为39,9/85％-39,9/90％＝2,6MW的燃料气体。
能量节约可以通过应用热电联产技术进一步提高，如背压式蒸汽轮机和燃气轮机与废热锅炉。
Claims (7)
1.一种用于加热来自精炼过程的一个或更多个流的方法，所述来自精炼过程的一个或更多个流选自原油塔进料、真空塔进料、催化重整器进料、焦化器进料、热裂化器进料和加氢裂化器进料，所述方法包括以下步骤：在热交换器中将来自石油-化学过程的一个或更多个流的热输送至所述来自精炼过程的一个或更多个流以获得一个或更多个经加热的流，所述来自石油-化学过程的一个或更多个流选自蒸汽裂化器原料气、丙烷脱氢原料气和丁烷脱氢原料气，其中在发生所述热交换步骤之前，所述来自石油-化学过程的一个或更多个流的温度高于所述来自精炼过程的一个或更多个流的温度。
2.根据权利要求1所述的方法，其中通过在热交换器中将来自蒸汽裂化器原料气的热输送至所述原油塔进料来加热所述原油塔进料以获得经加热的原油塔进料。
3.根据权利要求2所述的方法，其中所述加热步骤还包括在原油炉中另外地加热所述原油塔进料的步骤，其中所述另外的加热步骤在输送来自蒸汽裂化器原料气的热之后发生。
4.根据权利要求2所述的方法，其中所述加热步骤还包括在原油炉中另外地加热所述原油塔进料的步骤，其中所述另外的加热步骤在输送来自蒸汽裂化器原料气的热之前发生。
5.根据前述权利要求中任一项或更多项所述的方法，其中通过在热交换器中将来自所述蒸汽裂化器原料气的热输送至所述真空塔进料来加热真空塔进料以获得经加热的真空塔进料流。
6.根据前述权利要求中任一项或更多项所述的方法，其中所述热交换器的入口处的温度——即来自石油-化学过程的一个或更多个流的温度——比所述热交换器的出口处的温度——即来自精炼过程的一个或更多个流的温度——高至少10℃，优选高至少50℃。
7.根据前述权利要求中任一项或更多项所述的方法，其中所述来自石油-化学过程的至少一个或更多个流的温度为350摄氏度至600摄氏度。
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