用于烃转化工艺的燃烧式加热器 背景技术 烃转化工艺通常采用多个反应区， 烃依次流经所述反应区。系列中的每个反应区 通常具有一组独特的设计要求。 系列中的每个反应区的最低设计要求是传递通过该系列的 烃的期望输出的液力容量。 每个反应区的一个另外的设计要求是充分加热以执行规定程度 的烃转化。
一种众所周知的烃转化工艺可以是催化重整。一般而言， 催化重整是石油精炼行 业中为了提高烃给料的辛烷品质而采用的完善的烃转化工艺， 重整的主要产品为车用汽油 混合成分或用于石化产品的芳族化合物源。 可将重整定义为通过环己烷脱氢化和烷基环戊 烷脱氢异构化以生成芳族化合物、 链烷烃脱氢化以生成烯烃、 链烷烃和烯烃脱氢环化以生 成芳族化合物、 正构烷烃异构化、 烷基环烷烃异构化以生成环己烷、 被取代的芳族化合物异 构化和链烷烃氢化裂化而产生的总体效果。重整给料可以是氢化裂化剂、 直馏产品、 FCC 或 焦化石脑油， 并且可含有多种其它成分， 例如冷凝物或热裂化石脑油。
加热器或炉通常在诸如重整的烃转化工艺中用于在工艺流体进行反应之前加热 工艺流体。一般而言， 燃烧式加热器 (fired heater) 或炉包括全辐射燃烧式加热区以使用 用于另一服务例如生成蒸气的任选的对流区段来加热流体。 其它燃烧式加热器可具有初始 对流区段， 后接一串联的辐射区段。具有对流区段首先允许工艺流体从烟道气回收更多热 量， 因为该对流区段与加热器的辐射区段相比一般处于较低的温度。 另外， 这两种加热器设 计都适用于充料加热器 (charge heater) 和中间加热器。每个区段都包括用于容纳流经加 热器的工艺流体的管。
但是， 这些传统设计存在缺点。有时， 如果增加加热器的燃烧将辐射管和 / 或对流 管的温度升高到它们的最高管壁极限， 则转化单元被加热器限制。如果加热器的生产能力 受最高管壁温度限制， 则整个转化单元的生产率会受到抑制。
此外， 一般存在三个与在管壁的最高温度或附近操作加热器相关的问题。 第一， 高 管壁温度增加了烟道气在管的两侧上氧化的倾向， 从而引起形成降低加热器的辐射效率的 污垢。第二， 高管壁温度， 特别是对于诸如重整的转化工艺中的首先两个反应器， 会导致供 料裂化， 从而减少产量。 第三， 另外一个复杂情况是重整加热器还易于在较高温度在燃烧式 加热器管内发生金属催化式焦化。 金属催化式焦化会导致重整单元停止工作以便进行维护 作业来去除反应器内的起因于燃烧式加热器管内金属催化式焦炭开始形成的焦炭沉积。 因 此， 非常希望较低的管壁温度。
存在几个与高管壁温度相关的焦化问题的解决方案， 但每一个解决方案都具有其 缺陷 ：
a) 可喷射抑制结焦的硫， 但该解决方案通常降低了重整器产量并且对于某些不具 有焦化倾向的供料来说是不必要的 ；
b) 辐射管可由能提高最高允许加热器管壁温度的不同合金管代替， 但这些合金往 往更加昂贵 ；
c) 可使用更多的管和 / 或燃烧器来扩大加热器以增加表面积， 但扩大加热器通常
是昂贵的 ； 以及
d) 可对一系列加热器增加加热器以提供一部分所需的负荷， 因此可减小现有加热 器的尺寸。但是， 增加加热器也通常是昂贵的。
认为很重要的是设计燃烧式加热器使得来自歧管的流体跨一组并联加热器管的 分布尽可能均匀。流体跨加热器管的分布不均会引发问题。例如， 总体上， 加热器的工艺出 口温度受上升到最高管壁温度的管限制。如果第一管具有高于尾管的流体流量， 则尾管将 在第一管达到上限之前达到管壁温度的上限。
另外， 有时转化单元在停机期间被整修以增加单元的容量。高燃烧式加热器管壁 温度会限制用于转化单元如重整单元的潜在的供料速率增加或重整油辛烷值增加。 这种管 壁温度限制会导致安装大且昂贵的燃烧式加热器单元。 这种燃烧式加热器单元可以是转化 单元如重整单元的预计成本的 20％到 25％。
当设计用于新工艺的燃烧式加热器时， 歧管的尺寸、 加热器管的直径和其它设计 变量被选择为最佳地适合着手设计的工艺。但是， 在整修期间， 设定了许多设计变量， 或改 变所述变量将引起大量的开支。例如， 在整修时改变歧管尺寸和管直径是昂贵的。此外， 当 今的分析技术可揭示以前未发现的问题。例如， 如果跨加热器管的压降与跨歧管的压降的 比例高于特定值， 则普遍的工程实践是假设在这些状态下实现了均匀分布。 但是， 当今的分 析表明实际情况并非如此， 尤其在整修的情况下。 已发现， 很久以来的工程假设并非一直充分并且可能需要作出调整以实现跨加热 器管的均匀流量分配。某些调整例如扩大歧管的尺寸可能相当昂贵。但是， 一旦发现跨加 热器管的流动分配不均的问题， 申请人便发现了不昂贵的修正设计更改——包括将限流孔 板安放在至少一个选择的加热器管的入口附近。有可能地， 限流孔板可安放在多个选定的 管或甚至所有管的入口附近。 限流孔板可被安放在一个更精选的加热器管的出口附近以实 现相同结果。
在整修期间， 限流孔板可被安放在入口歧管与通向加热器管的入口之间。其它实 施例包括将限流孔板安装在通向加热器的入口内， 或入口歧管或出口歧管的开口内， 或入 口歧管或出口歧管本身内， 或其任何组合。
在本发明的另一实施例中， 限流孔板可被安放在选定的加热器管的入口处以利用 燃烧式加热器内的热点。这种情况下， 不均匀的流动分布是希望的和有意的。例如， 朝燃烧 式加热器中间定位的加热器管可接收来自两组加热器的热量并且能够比其它加热管更快 地加热流体。 因此， 通过这些选择管的流体的流速相对于其余加热器管可以提高， 而获得的 流体仍达到期望温度。在此实施例中， 未位于热点内的那些管可具有被安放在加热器管的 入口处的限流孔板以使通过位于加热器的热点内的那些加热器管的流速更大。
因此， 希望在不招致至少一部分上述缺点和成本的情况下增加通过转化单元的供 料且不超过最高管壁温度。 使用至少一个限流孔板修正分配不均可帮助增加通过燃烧式加 热器的流体而不超过管壁温度限制。
发明内容
一种燃烧式加热器， 包括至少一个辐射区段、 歧管、 具有与该歧管流体连通的入口 和出口的一组加热器管、 邻近至少一个加热器管入口并位于从歧管到该入口的流体流动路径中的至少一个限流孔板、 以及至少一个燃烧器。 该燃烧式加热器可包括多个辐射区段， 每 个区段都具有以上列出的构件。每个辐射区段都可由防火墙隔离。
该燃烧式加热器可用于烃转化工艺中。该工艺包括使烃流通过至少一个加热器， 该加热器包括至少一个燃烧器、 辐射区段和任选的对流区段。 一般而言， 所述流通过所述任 选的对流区段， 然后在离开加热器之前通过辐射区段。该辐射区段包括入口歧管和出口歧 管、 具有与所述歧管流体连通的入口和出口的一组加热器管、 位于从所述入口歧管到加热 器管入口的流体流动路径中的至少一个限流孔板、 以及至少一个燃烧器。
另一示例性的重整工艺可包括操作重整单元并使包含烃的流通过所述辐射区段， 接下来通过所述任选的对流区段， 然后来到反应区的入口。 一般而言， 重整单元包括至少一 个加热器， 该加热器包括至少一个燃烧器、 辐射区段和任选的对流区段， 以及包括反应区的 重整反应器。所述辐射区段包括入口歧管和出口歧管、 具有与所述歧管流体连通的入口和 出口的一组加热器管、 位于从所述入口歧管到加热器管入口的流体流动路径中的至少一个 限流孔板、 以及至少一个燃烧器。
一种示例性的精炼或石化生产设备可包括 ： 重整单元， 该重整单元又可包括加热 器， 该加热器包括燃烧器、 辐射区段和任选的对流区段 ； 以及重整反应器。所述辐射区段可 包括用于接收进入加热器的烃流的具有入口和出口的第一管， 所述入口装备有限流板， 并 且任选的对流区段可包括用于接收离开辐射区段的第一管的烃流的具有入口和出口的第 二管。所述重整反应器可具有反应区， 该反应区可接收来自所述第二管的出口的烃流。
本发明对于转化单元如重整单元而言可通过使用选择性地安放的限流孔板修正 流体跨一个或更多个燃烧式加热器单元中的燃烧式加热器管的分布不均而允许现有重整 单元的经济设计或扩展。在现有的加热器单元中， 这种修改能以对现有加热器构件的最少 更改来完成， 从而既降低设备的资金成本， 又减少停机时间。因此， 本发明可特别好地适合 于翻修受最高管壁温度限制的现有加热器， 所述最高管壁温度一般低于 640℃ (1,184 ℉ )， 优选不超过 635℃ (1,175 ℉ )。所获得的较低的燃烧式加热器管壁温度还可降低燃烧式加 热器管内金属催化式焦化的可能性， 这可增加后续的反应区的可靠性并避免一部分与如上 所述的其它焦化解决方案相关的缺点。 本发明还可用于当例如燃烧式加热器已呈现出增加 或减少的热输入区域时有意地形成流体跨一组燃烧式加热器管的有利分配。 附图说明 图 1 是可包括本发明的脱硫单元和重整单元的示例性的精炼装置的示意图。
图 2 是本发明的示例性的重整单元的至少一部分的示意图。
图 3 是本发明的带有任选的共用对流区段和多个辐射区段的示例性的加热器的 示意性的双截面图。
图 4 是本发明的入口歧管、 限流孔板和加热器管入口的示意性的截面图。
图 5 是本发明的位于入口歧管内的限流孔板和加热器管入口的示意性的截面图。
定义
如本文所用的， 术语 “烃流” 可以是包括各种烃分子的流， 例如直链、 支链或循环烷 烃、 烯烃、 二烯烃和炔烃， 以及任选的其它物质如气体， 例如氢气， 或杂质， 如重金属。 烃流可 经历反应例如重整反应， 但仍可称为烃流， 只要在反应之后流内存在至少一些烃。因此， 烃
流可包括经历过一个或更多个反应的烃流， 例如烃流流出物， 或未经历过一个或更多个反 应的烃流， 例如石脑油供料。如本文所用的， 烃流还可包括原质烃给料、 烃给料、 供料、 供料 流、 混合供料流或流出物。此外， 烃分子可被简写为 C1、 C2、 C3… Cn， 其中 “n” 代表烃分子中 的碳原子数。
如本文所用的， 术语 “辐射区段” 一般指的是加热器的这样一个区段， 该区段主 要通过辐射传热且其次通过对流传热来接收例如通过加热器所燃烧的燃气释放的热量的 35％到 65％ ( 对于明显结垢的管 ) 或 45％到 65％ ( 对于相对清洁的管 )。
如本文所用的， 术语 “对流区段” 一般指的是加热器的这样一个区段， 该区段主要 通过对流传热且其次通过辐射传热 ( 例如通过烟道气 ) 来接收例如通过加热器所燃烧的燃 气释放的热量的 10％到 45％。通常， 热量的 7％到 15％经烟道损失， 因此燃料所释放的热 量通常不超过 93％被用于辐射区段和对流区段中。
如本文所用的， 术语 “加热器” 可包括例如炉、 充料加热器 (charge heater， 进料加 热器 ) 或中间加热器。加热器可包括至少一个燃烧器并且可包括至少一个辐射区段、 至少 一个对流区段或至少一个辐射区段和至少一个对流区段的组合。 具体实施方式 一般而言， 含烃反应剂流在反应系统中的催化转化具有至少两个反应区， 其中反 应剂流连续流经所述反应区。具有多个区的反应系统一般采取以下两种形式中的一种 ： 并 排形式和堆叠形式。在并排形式中， 多个单独的反应容器——其均可包括反应区——可被 并排安放。在堆叠形式中， 一个共用的反应容器可包含可被彼此上下安放的多个单独的反 应区。在两种反应系统中， 反应区之间可存在中间加热或冷却——取决于所述反应是吸热 反应还是放热反应。
尽管反应区可包括任何数量用于烃流动的布置， 例如向下流动、 向上流动和交叉 流动， 但本发明适用的最普通的反应区可以是径向流动。径向流动反应区一般包括具有竖 直并同轴地设置以形成反应区的不同名义截面积的筒形区段。简而言之， 径向流动反应区 通常包括筒形反应容器， 该反应容器容纳两者都同轴地设置在反应容器内的筒形外催化剂 保持筛网和筒形内催化剂保持筛网。内筛网可具有小于外筛网的名义内截面积， 外筛网可 具有小于反应容器的名义内截面积。一般而言， 反应剂流被引入反应容器的内侧壁与外 筛网的外侧表面之间的环形空间。反应剂流可通过外筛网， 径向流经外筛网与内筛网之 间的环形空间， 并通过内筛网。可被收集在内筛网内的筒形空间内的流可从反应容器抽 吸。尽管反应容器、 外筛网和内筛网可以是筒形的， 但它们也可呈任何适当的形状， 例如三 角形、 正方形、 椭圆形、 或菱形， 取决于诸多设计、 制造和技术考虑因素。例如， 一般而言， 外 筛网普遍不是连续筒形筛网， 而是可排列在反应容器的内侧壁的圆周周围的、 称为 “凹口 (scallops)” 的单独的椭圆形、 管状筛网的布置。 内筛网普遍是可在其外周周围被覆盖有筛 网的穿孔中心管道。
优选地， 所述催化转化工艺包括催化剂， 该催化剂可包括可移动通过反应区的粒 子。 催化剂粒子可通过任何数量的运动装置 ( 包括输送带 ) 或输送流体移动通过反应区， 但 最普遍地， 催化剂粒子在重力作用下移动通过反应区。通常， 在径向流动反应区内， 催化剂 粒子可填充内筛网与外筛网之间的环形空间， 可将该环形空间称为催化剂床。催化剂粒子
可从反应区的底部被抽吸， 并且催化剂粒子可被引入反应区的顶部。从最终反应区抽吸的 催化剂粒子随后可从工艺被回收， 在工艺的再生区内再生， 或被转移到另一反应区。同样， 添加到反应区的催化剂粒子可以是新添加到工艺的催化剂， 已在工艺内的再生区内再生的 催化剂， 或从另一反应区转移来的催化剂。
US 3,706,536 和 US 5,130,106 中公开了具有堆叠反应区的示例性的反应容器， 通过引用将所述专利的教导整体并入本申请。一般而言， 通过催化剂转移导管实现在重力 作用下流动的催化剂粒子从一个反应区到另一反应区的转移、 新鲜催化剂粒子的引导和用 过的催化剂粒子的抽吸。
通过这些工艺转化的给料可包括来自一定范围的原油的各种馏分。 通过这些工艺 转化的一种示例性的给料一般包括流， 该流可以是石脑油， 其基于流内的烃的总重量的重 量百分数或份数如下表中所公开 ：
硫或含硫化合物和氮或含氮化合物分别作为硫元素或氮元素测量。硫和氮的 量可分别通过可从 ASTM International， 100 Barr Harbor Drive， P.O.Box C700， West Conshohocken， Pa.， U.S.A. 获得的标准测试方法 D-4045-04 和 D-4629-02 来测量。
具有多个反应区的工艺可包括花样繁多的烃转化工艺， 例如重整、 氢化、 氢化处 理、 脱氢、 异构化、 脱氢异构化、 脱氢环化、 裂化和氢化裂化工艺。催化剂重整也通常利用多 个反应区， 并且下文将在附图所示的实施例中谈及。关于重整工艺的更多信息可参见例如 US 4,119,526、 US 4,409,095 和 US 4,440,626。
通常， 在催化重整中， 给料与包含氢的回收流混合以形成普遍被称为结合供料流 (combined feed stream， 总进料流 ) 的物质， 并且所述结合供料流与反应区中的催化剂 相接触。用于催化重整的常用给料是已知为石脑油并具有 82℃ ( 约 180 ℉ ) 的初馏点和
203℃ ( 约 400 ℉ ) 的干点 / 终沸点的石油馏分。催化重整工艺特别适用于直馏石脑油的 处理， 所述直馏石脑油由通过脱氢化和 / 或环化反应经历芳构化的浓度比较大的环烷以及 大致直链链烷烃组成。 该优选的进料是主要由可在汽油范围内沸腾的环烷和链烷烃组成的 石脑油， 尽管在许多情形中也可存在芳族化合物。该优选等级包括直馏汽油、 天然汽油、 合 成汽油等。作为替换实施例， 通常有利的是充入热裂化或催化裂化汽油或部分重整的石脑 油。也可有利地使用直馏和裂化汽油范围石脑油的混合物。汽油范围石脑油进料可以是具 有 40℃到 82℃ ( 约 104 到 180 ℉ ) 的初馏点和在 160℃到 220℃ ( 约 320 到 428 ℉ ) 的范 围内的干点的全沸点汽油， 或可以是其选定馏分， 该馏分一般可以是普遍被称为重石脑油 的较高沸点馏分， 例如， 在 100℃到 200℃ ( 约 212 到 392 ℉ ) 的范围内的石脑油沸点。在 某些情况下， 还有利的是充入已从提取单元回收的纯烃或烃混合物， 例如， 来自芳族化合物 的萃余液或要被转化为芳族化合物的直链链烷烃。在某些其它情形中， 给料也可包含具有 1-5 个碳原子的轻质烃， 但由于这些轻质烃不能容易地被重整为芳族烃， 所以随给料进入的 这些轻质烃一般被控制在最低程度。
通过加热区和反应区的示例性的流动是可如下进行描述的 4 反应区催化重整工 艺， 具有第一、 第二、 第三和第四反应区。 含有石脑油的给料可与含氢回收气体混合以形成结合供料流， 该结合供料流可通 过结合供料热交换器。在结合供料热交换器中， 可通过与第四反应区的流出物换热而加热 结合供料。但是， 结合供料热交换器中发生的结合供料流的加热一般不足以将结合供料流 加热到第一反应区的期望入口温度。
一般而言， 供应氢气以向每摩尔进入反应区的烃给料提供 1 到 20 摩尔氢气。优 选供应氢气以向每摩尔进入反应区的烃给料提供小于 3.5 摩尔氢气量。如果供应氢气， 则 其可在结合供料交换器上游、 结合供料交换器下游或结合供料交换器上游和下游两者被供 应。或者， 在随烃给料进入重整区之前可以不供应氢气。即使不随烃给料向第一反应区提 供氢气， 第一反应区内发生的环烷烃重整反应也可产生氢气作为副产品。该副产品氢气或 现场生产的氢气在与第一反应区流出物的混合物中离开第一反应区， 然后可作为氢气为第 二反应区或其它下游反应区所用。 第一反应区流出物中的这种现场氢气的量通常高达每摩 尔烃给料 0.5- 约 2 摩尔氢气。
通常， 结合供料流或如果未随烃给料提供氢气则烃给料在一般 38℃到 177℃ ( 约 100 到 350 ℉ ) 的温度且更常见地 93℃到 121℃ ( 约 200 到 250 ℉ ) 的温度进入热交换器。 由于通常随烃给料提供氢气， 所以该热交换器可被称为结合供料热交换器， 即使未随烃给 料供应氢气。一般而言， 结合供料热交换器通过从最后一个重整反应区的流出物流到结合 供料流传热而加热结合供料流。优选地， 结合供料热交换器是间接式而不是直接式热交换 器， 以便防止最后一个反应区的流出物中有价值的重整油品与结合供料互相混合， 从而被 再循环到反应区， 其中会降低重整油质量。
尽管结合供料热交换器内的结合供料流和最后一个反应区流出物流的流动模式 可以是完全并流、 逆流、 混合流动或交叉流动， 但优选逆流的流动模式。逆流的流动模式是 指结合供料流在处于其最冷温度时接触结合供料热交换器的热交换器表面的一端 ( 即， 冷 端 ) 而最后一个反应区流出物流也在其最冷温度接触热交换器表面的冷端。因此， 最后一 个反应区流出物流在热交换器内处于其最冷温度时与也在热交换器内处于其最冷温度的
结合供料流换热。在结合供料热交换器表面的另一端 ( 即， 热端 )， 两者在热交换器内都 处于它们的最热温度的最后一个反应区流出物流和结合供料流接触热交换器表面的热端 并从而换热。在热交换器表面的冷端和热端之间， 最后一个反应区流出物流和结合供料流 沿大体相反的方向流动， 使得一般而言， 在沿着传热表面的任何点， 最后一个反应区流出 物流的温度越高， 则最后一个反应区流出物流与其换热的结合供料流的温度就越高。关 于热交换器中的流动模式的更多信息， 请参见纽约 McGraw-Hill 图书公司 (McGraw-Hill Book Company) 在 1984 年 出 版 的 由 Robert H.Perry 等 人 编 辑 的 Perry ′ s Chemical Engineers′ Handbook 第六版的第 10-24 到 10-31 页， 以及其中引用的参考文献。
一般而言， 结合供料热交换器通过一般低于 56℃ ( 约 100 ℉ )、 优选低于 33℃ ( 约 60 ℉ ) 且更优选低于 28℃ ( 约 50 ℉ ) 的热端逼近 (hot end approach) 操作。如本文所 用的， 将 “热端逼近” 定义如下 ： 基于在较热的最后一个反应区流出物流与较冷的结合供料 流之间换热的热交换器， 其中 T1 为最后一个反应区流出物流的入口温度， T2 为最后一个反 应区流出物流的出口温度， t1 为结合供料流的入口温度， 且 t2 为结合供料流的出口温度。 然后， 如本文所用的， 对于逆流热交换器， 将 “热端逼近” 定义为 T1 与 t2 之差。一般而言， 热端逼近越小， 最后一个反应区的流出物与结合供料流的换热程度就越大。
尽管可使用壳 - 管式热交换器， 但另一种可能性是板式热交换器。板式交换器是 众所周知的并且能以几种不同和独特的形式买到， 例如螺旋式、 板和框架式、 钎焊板翅式和 板翅 - 管式。纽约的 McGraw-Hill 图书公司在 1984 年出版的由 R.H.Perry 等人编辑的 Perry′ s Chemical Engineers′ Handbook 第六版的第 11-21 到 11-23 页上大体记载了板 式交换器。
在一个实施例中， 结合供料流可在 399℃到 516℃ ( 约 750 到 960 ℉ ) 的温度离开 结合供料热交换器。
随后， 在离开结合供料热交换器之后并在进入第一反应器之前， 结合供料流通常 需要附加加热。 该附加加热可在加热器内发生， 该加热器普遍被称为充料加热器， 其可将结 合供料流加热到第一反应区的期望入口温度。 这种加热器可以是重整领域的普通技术人员 众所周知的一种燃气式、 燃油式或气 - 油混燃式加热器。该加热器可通过辐射传热和 / 或 对流传热来加热第一反应区流出物流。 用于重整工艺的商业燃烧式加热器通常具有用于单 独的加热器的单独的辐射传热区段， 以及由来自辐射区段的烟道气加热的任选的共用对流 传热区段。
理想地， 所述流首先经由入口歧管进入加热器的辐射区段。所述流能够经所述歧 管进入和离开辐射区段的上部或下部并进入 U 形或倒 U 形加热器管， 或进入辐射区段中温 度最低的顶部并在辐射区段中温度最高的底部离开， 或相反地， 在底部进入并在顶部离开。 优选地， 对于该加热器和任何后续的加热器， 所述流在辐射区段的顶部进入和离开。 至少一 个加热器管的至少一个入口还在入口歧管与通入加热器管的入口之间具有限流孔板。 所述 限流孔板操作以控制跨多个加热器管的流动分布。
此后， 结合供料流可进入该同一加热器的任选的对流区段。所述流可进入和离开 对流区段的上部或下部， 或进入对流区段中温度最低的顶部并经通常朝侧面定向的 U 形管 在对流区段中温度最热的底部离开， 或相反地， 在底部进入并在顶部离开。优选地， 对于该 加热器和任何后续的加热器， 所述流在对流区段的顶部进入并在其底部离开。应理解， 本文所述的一个或更多个加热器 ( 例如， 充料器或中间加热器 ) 能使流进 入辐射区段然后进入任选的对流区段， 可使流进入任选的对流区段然后进入辐射区段， 或 可使流仅进入辐射区段， 取决于例如最高管壁温度限制。
用于重整工艺的商业燃烧式加热器通常具有用于单独的加热器的单独的辐射传 热区段以及可通过来自辐射区段的烟道气加热的共用对流传热区段。 离开充料加热器的结 合供料流的温度——其也可以是第一反应区的入口温度——一般为 482℃到 560℃ ( 约 900 至 1040 ℉ )， 优选 493℃到 549℃ ( 约 920 到 1020 ℉ )。
一旦结合供料流来到第一反应区， 结合供料流便可经历转化反应。在一种普通形 式中， 重整工艺可在以串联流动布置方式互相连接的几个反应区内采用催化剂粒子。可以 有任何数量的反应区， 但通常反应区的数量为 3、 4 或 5 个。由于重整反应一般在升高的温 度发生且一般是吸热的， 所以每个反应区通常与其一个或更多个加热区相关， 所述加热区 将反应剂加热到期望的反应温度。
本发明可适用于具有至少两个催化反应区的重整反应系统， 其中反应剂流的至少 一部分和催化剂粒子的至少一部分依次流经所述反应区。 这些重整反应系统可以是并排形 式或堆叠形式， 如上所述。 一般而言， 重整反应通常在存在包含一种或更多种 Group VIII(IUPAC 8-10) 贵金 属 ( 例如， 铂、 铱、 铑和钯 ) 和结合有诸如耐火无机氧化物之类的多孔载体的卤素的催化剂 粒子的情况下实现。例如， US 2,479,110 教导了一种氧化铝 - 铂 - 卤素重整催化剂。尽管 该催化剂可含有 0.05- 约 2.0wt％的 Group VIII 金属， 但可以使用较廉价的催化剂， 例如 含有 0.05- 约 0.5wt％的 Group VIII 金属的催化剂。优选的贵金属为铂。另外， 该催化剂 可含有铟和 / 或镧系元素金属如铈。催化剂粒子也可含有 0.05- 约 0.5wt％的一种或更多 种 Group IVA(IUPAC 14) 金属 ( 例如， 锡、 锗和铅 )， 例如 US 4,929,333、 US 5,128,300 和 其中引用的参考文献中记载的。一般而言， 卤素通常为氯且氧化铝一般为载体。优选的氧 化铝材料为 γ、 η 和 θ 氧化铝， 其中一般最优选 γ 和 η 氧化铝。与催化剂的性能有关的 一种特性为载体的表面积。优选地， 载体具有 100-500m2/g 的表面积。具有小于 130m2/g 的 表面积的催化剂的活性往往比具有较高表面积的催化剂更不利地受催化剂焦炭影响。 一般 th th 而言， 所述粒子通常为球状的并具有 1.6 到 3.1mm( 约 1/16 到约 1/8 英寸 ) 的直径， 尽管 th th 所述直径可以大至 6.35mm( 约 1/4 英寸 ) 或小至 1.06mm( 约 1/24 英寸 )。但是， 在一个 特别的重整反应区中， 希望使用处于较窄的尺寸范围内的催化剂粒子。优选的催化剂粒子 直径为 1.6mm( 约 1/16th 英寸 )。
重整工艺可采用固定催化剂床， 或运动床反应容器和运动床再生容器。 在后者中， 通常将再生后的催化剂粒子供给至反应容器， 该反应容器通常包括几个反应区， 并且粒子 在重力作用下流经反应区。可从反应容器的底部提取催化剂并将其输送到再生容器。在 再生容器中， 通常使用多步再生工艺来再生催化剂以恢复其完整性能， 从而促进重整反应。 US 3,652,231、 US 3,647,680 和 US 3,692,496 记载了适合用于重整工艺中的催化剂再生 容器。催化剂可在重力作用下流经各个再生步骤， 然后从再生容器被抽吸并输送到反应容 器。一般而言， 设置用于添加新鲜催化剂作为组分并用于从所述工艺抽吸用过的催化剂的 装置。催化剂移动通过反应容器和再生容器通常被称为连续的， 尽管在实践中它是半连续 的。半连续移动是指量较少的催化剂适时在靠近地隔开的部位重复转移。例如， 可从反应
容器的底部抽吸每二十分钟一批并且抽吸可持续五分钟， 也就是说， 催化剂可流动五分钟。 如果容器中的催化剂存量与该批次尺寸相比较大， 则可以认为容器中的催化剂床是连续运 动的。运动床系统可具有在去除或更换催化剂时维持生产的优点。
通常， 催化剂移动通过催化剂床的速率范围可以是从每小时低至 45.5kg( 约 100 磅 ) 到每小时 2,722kg( 约 6,000 磅 ) 或更大。
本发明的反应区可在重整条件下操作， 所述重整条件包括一般从 0 大气压到 6,895kpa(g)( 约 0psi(g) 到 1,000psi(g)) 的压力范围， 在 276 到 1,379kpa(g)( 约 40 到 200psi(g)) 的较低压力范围获得特别良好的结果。 基于所有反应区内的总催化剂体积的总 -1 液体每小时空间速率 (LHSV) 一般为 0.1 到 10hr ， 优选 1 到 5hr-1， 且更优选 1.5 到 2.0hr-1。
如前文所述， 一般而言， 吸热的环烷烃重整反应发生在第一反应区内， 因此第一 反应区的出口温度可低于第一反应区的入口温度并且一般为 316 ℃到 454 ℃ ( 约 600 到 850 ℉ )。第一反应区一般可包含所有反应区中的总催化剂体积的 5％ - 约 50％， 且更常见 10％ - 约 30％。 因此， 基于第一反应区内的催化剂体积， 第一反应区内的液体每小时空间速 -1 -1 率 (LHSV) 一般可以是 0.2-200hr ， 优选 2 到 100hr ， 且更优选 5 到 20hr-1。一般而言， 催 化剂粒子从第一反应区被抽吸并来到第二反应区， 这种粒子基于催化剂的重量一般具有低 于 2wt％的焦炭含量。 由于第一反应区内发生的吸热重整反应， 第一反应区的流出物的温度一般不仅下 降到来到第一反应区的结合供料的温度以下， 而且下降到第二反应区的期望入口温度以 下。因此， 第一反应区的流出物可通过另一加热器， 该加热器通常被称为第一中间加热器， 且其可将第一反应区流出物加热到第二反应区的期望入口温度。
一般而言， 当加热器位于两个反应区如第一和第二反应区之间时它被称为中间加 热器。第一反应区流出物流在大致 482℃到 560℃ ( 约 900 到 1,040 ℉ ) 的温度离开中间 加热器。考虑热损失， 中间加热器出口温度一般超过第二反应区的入口温度至多 5℃ ( 约 10 ℉ )， 且优选至多 1 ℃ ( 约 2 ℉ )。相应地， 第二反应区的入口温度一般为 482 ℃到 560℃ ( 约 900 到 1,040 ℉ )， 优选 493℃到 549℃ ( 约 920 到 1,020 ℉ )。第二反应区的入 口温度通常比第一反应区的入口温度高至少 33℃ ( 约 60 ℉ )， 并且可比第一反应区入口温 度高至少 56℃ ( 约 100 ℉ ) 或甚至至少 83℃ ( 约 150 ℉ )。
在离开第一中间加热器后， 第一反应区流出物一般进入第二反应区。与在第一反 应区内一样， 吸热反应可导致跨第二反应区的另一次降温。但是， 一般而言， 跨第二反应区 的降温小于跨第一反应区的降温， 因为第二反应区内发生的反应一般比第一反应区内发生 的反应较不吸热。即使跨第二反应区的降温程度较低， 第二反应区的流出物却仍处于低于 第三反应区的期望入口温度的温度。
第二反应区一般包括所有反应区的总催化剂体积的 10％ - 约 60％， 且更常见 15％ 到 40 ％。因此， 基于第二反应区内的催化剂体积， 第二反应区内的液体每小时空间速率 -1 -1 (LHSV) 一般为 0.13 到 134hr ， 优选 1.3 到 67hr ， 且更优选 3.3 到 13.4hr-1。
第二反应区流出物可经过第二中间加热器 ( 第一中间加热器为前述的第一反应 区与第二反应区之间的中间加热器 )， 并且可在加热之后来到第三反应区。但是， 可省去第 二反应区之后的一个或更多个附加加热器和 / 或反应器 ； 也就是说， 第二反应区可以是该 行列中的最后一个反应区。第三反应区一般包含所有反应区的总催化剂体积的 25％ - 约
75％， 且更常见 30％到 50％。同样， 第三反应区流出物可来到第三中间加热器并从这里来 到第四反应区。第四反应区一般包含所有反应区中的总催化剂体积的 30％到 80％， 且更 常见 40％到 50％。第三、 第四和后续反应区的入口温度一般为 482℃到 560℃ ( 约 900 到 1,040 ℉ )， 优选 493℃到 549℃ ( 约 920 到 1,020 ℉ )。
由于第二和后续 ( 即， 第三和第四 ) 反应区内发生的重整反应一般比第一反应区 内发生的重整反应较不吸热， 所以后面的反应区内发生的降温一般低于第一反应区内发生 的降温。因此， 最后一个反应区的出口温度可比最后一个反应区的入口温度低 11 ℃ ( 约 20 ℉ ) 或更小， 实际上可设想高于最后一个反应区的入口温度。
C5 的理想重整辛烷 + 重整油的馏分一般为 85 到 107 纯研究法辛烷值 (C5+RONC)， 且优选 98 到 102C5+RONC。
此外， 上述反应区可采用任何入口温度轮廓。 该入口温度轮廓可以是平的或斜的， 例如上升的、 下降的、 山形的或谷形的。理想地， 反应区的入口温度轮廓是平的。
最后一个反应区流出物流可通过向结合供料流传热而在结合供料热交换器中被 冷却。在离开结合供料热交换器之后， 冷却后的最后一个反应区流出物来到产品再循环区 段。重整领域的普通技术人员已知适当的产品再循环区段。示例性的产品再循环设备一般 包括用于从最后一个反应区流出物流分离氢气和 C1 至 C3 烃气体的气液分离器， 以及用于 从重整油的剩余物分离至少一部分 C4 至 C5 轻质烃的分馏塔。另外， 可通过蒸馏将重整油 分离为轻质重整油馏分和重质重整油馏分。 在使用运动催化剂床重整反应过程中， 催化剂粒子因例如焦炭沉积在粒子上的机 制而失活 ； 也就是说， 在使用一段时间之后， 催化剂粒子促进重整反应的能力降低到催化剂 不再有用的程度。在催化剂在重整过程中再次使用之前， 可使催化剂复原或再生。
附图示出了适用于催化重整工艺的本发明的一个实施例。 提供附图的目的仅仅是 举例说明且并非旨在限制如在权利要求中阐述的本发明的范围。 附图仅显示了理解本发明 所需的设备和管线， 且未示出对于理解本发明来说不必要且烃处理领域的普通技术人员众 所周知的设备， 例如泵、 压缩机、 热交换器和阀。
参见图 1， 示意性地示出精炼装置 100。精炼装置 100 可包括脱硫单元 150 和重整 单元 200。脱硫单元 150 可包括入口 154、 出口 158 和脱硫反应器 180。
重整单元 200 可包括热交换器 204、 具有入口 212、 出口 214 和多个反应区 216 的 重整反应器 216、 分离器 290、 以及至少一个加热器或炉 300。一般而言， 热交换器 204 接收 来自一个反应区的流出物 286 并加热流向的多个反应区的供料。 一般而言， 多个反应区 216 包括具有入口 232 和出口 234 的第一反应或反应区 230、 具有入口 242 和出口 244 的第二反 应区 240、 具有入口 252 和出口 254 的第三反应区 250 以及具有入口 262 和出口 264 的第 四反应区 260。第一反应区入口 232 也可以是重整反应器 210 的入口 212。类似地， 第四反 应区出口 264 也可以是重整反应器 210 的出口 214。至少一个加热器 300 例如多个加热器 302 可包括第一加热器或充料加热器 306 以及多个中间加热器 328。多个中间加热器 328 可包括第一中间加热器 330、 第二中间加热器 350 和第三中间加热器 370。充料加热器 306 可包括至少一个燃烧器 ( 优选多个燃烧器 )308、 辐射区段 310 和任选的对流区段或任选的 分离对流区段 318 ； 第一中间加热器 330 可包括至少一个燃烧器 ( 优选多个燃烧器 )332、 辐 射区段 334 和任选的对流区段 342 ； 第二中间加热器 350 可包括至少一个燃烧器 ( 优选多
个燃烧器 )352、 辐射区段 354 和任选的对流区段 362 ； 并且第三中间加热器 370 可包括至少 一个燃烧器 ( 优选多个燃烧器 )372、 辐射区段 374 和任选的对流区段 382。
每个辐射区段 310、 334、 354 和 374 一般分别包括至少一个辐射管 312、 336、 356 和 376 ； 并且每个对流区段 318、 342、 362 和 382 一般分别包括至少一个对流管 320、 344、 364 和 384。每个辐射管 312、 336、 356 和 376 可分别包括入口 314 和出口 316、 入口 338 和出口 340、 入口 358 和出口 360 以及入口 378 和出口 380。每个对流管 320、 344、 364 和 384 可分 别包括入口 322 和出口 324、 入口 346 和出口 348、 入口 366 和出口 368 以及入口 386 和出 口 388。 此外， 虽然对每个区段 310、 318、 334、 342、 354、 362、 374 和 382 讨论了仅一个管并且 对重整单元 200 中的每个相应加热器 306、 330、 350 和 370 讨论了多个燃烧器 308、 332、 352 和 372， 但应理解， 一般每个区段都可包括入口歧管、 一系列并联管、 入口歧管与并联管中的 至少一个的至少一个入口之间的至少一个孔口节流装置以及出口歧管， 并且每个加热器都 可包括几个燃烧器。
此外， 在该示例性的实施例中， 重整反应器 210 可以是运动床反应器， 其中新鲜或 再生催化剂粒子可经由入口喷嘴 222 被引导通过管线 220 并且用过的催化剂可经由出口喷 嘴 224 并经由管线 226 离开。
在处理过程中， 原质烃供料 140 经由入口 154 进入脱硫单元 150。一般而言， 原质 烃供料 140 优选为尚未被脱硫的任选地含烃的石脑油。 原质烃供料 140 通常具有大量杂质， 例如硫和氮， 如上所述。原质烃供料 140 可进入脱硫反应器 180 以去除含有硫和 / 或氮的 化合物， 以及其它可能的污染物。
此后， 流、 烃流或脱硫后的烃流 270 可离开脱硫单元 150 并进入重整单元 200。首 先， 流 270 可接收来自分离器 290 的再循环氢气流 292。 接下来， 流 270 可进入热交换器 204 而被流出物 286 加热。这样， 流 270 一般经由入口 314 进入辐射区段 310 而在至少一个管 312 中被充料加热器 306 的多个燃烧器 308 加热， 然后可经由入口 322 进入对流区段 318 而 在至少一个管 320 中被烟道气加热。此时， 流 270 被充分加热而成为流向第一反应区 230 的供料 272。供料 272 可经由入口 232 进入第一反应区 230 并经由出口 234 离开。来自第 一反应区 230 的流出物 274 可经由入口 338 进入辐射区段 334 而被第一中间加热器 330 的 多个燃烧器 332 加热， 然后进入对流区段 342 而被烟道气加热。此后， 流 270 可以是流向第 二反应区 240 的供料 276。供料 276 可经由入口 242 进入第二反应区 240 并经由出口 244 离开。
随后， 流 270 可以是来自第二反应区 240 的流出物 278 并经由辐射区段 354 的入 口 358 进入而在至少一个管 356 内被第二中间加热器 350 的多个燃烧器 352 加热。在经由 出口 360 离开辐射区段 354 之后， 流 270 可经由入口 366 进入对流区段 362 而在作为流向 第三反应区 250 的供料 280 经由入口 252 进入第三反应区 250 之前在至少一个管 364 内被 烟道气加热。此后， 流 270 可作为来自第三反应区 250 的可经由入口 378 进入第三中间加 热器 370 的辐射区段 374 而在至少一个管 376 内被多个燃烧器 372 加热的流出物 282 而经 由出口 254 离开。这样， 流 270 可经由入口 386 进入对流区段 382 而被烟道气加热。接下 来， 流 270 可作为第四反应区 260 的供料 284 经由入口 262 进入。在经历另外的转化之后， 流 270 可经由出口 264 作为第四反应区 260 的流出物 286 离开。这样， 流出物 286 可通过 交换器 204 而加热流 270， 如上所述。此后， 流出物 286 可进入分离器 290， 其中再循环的氢气流可在分离器 290 的顶部 离开并且重整油流 294 可在底部离开。
尽管在此示例性的实施例中流 270 流经辐射区段然后流经所有加热器 306、 330、 350 和 370 中的任选的对流区段， 但应理解， 系列中的一个、 两个或三个加热器可具有该流 动次序， 并且其余加热器可具有不同布置， 例如相反的次序， 即， 流 270 可流经任选的对流 区段然后流经辐射区段， 或流 270 可仅流经辐射区段而不流经对流区段。类似地， 系列中的 每个不同的加热器都可具有与不同加热器管相关的限流孔板。
在如图 2 所示的另一示例性的实施例中， 重整单元 400 的至少一部分可包括至少 一个加热器或炉 410 以及包括反应区 450 的至少一个重整反应器 440。虽然仅示出一个炉 410 和一个重整反应器 440， 但应理解， 重整单元 400 可包括其它炉或重整反应器， 例如并排 的重整反应器。 如图所示， 流 270 可进入炉 410 而在进入任选的对流区段 420 之前在具有上 部 416 和下部 418 的辐射区段 412 中被至少一个燃烧器 ( 优选多个燃烧器 )414 加热。一 般而言， 上述流 270 在进入任选的对流区段 420 之前从辐射区段 412 的上部 416 进入和离 开。理想地， 流 270 进入对流区段 420 的较冷上部 422 并离开较热下部 424。此后， 流 270 可进入重整反应器 440。
虽然上述实施例可被设计成用于新的重整单元， 但应理解， 可在现有加热器的翻 修过程中实现所公开的特征以克服例如最高管壁温度所施加的限制。用于加热器的最高 管壁温度可取决于例如管的组分或合金。一般而言， 希望最高管壁温度不超过 640℃ ( 约 1,184 ℉ )。对于翻修重整单元中的这种加热器， 尽管不希望受限制， 但估计该单元可增加 供料速率 10％到 30％， 可能为 20％。
尽管上述实施例描述了带有其自身的任选的对流区段的加热器， 但应理解， 上述 重整单元可包括具有多个辐射区段的、 共用同一任选的对流区段的一个或更多个加热器或 炉。特别地， 参照图 3， 加热器 500 可包括共用的对流区段 502 和多个辐射区段 516， 例如 第一辐射或充料区段 520、 第二辐射或第一中间加热器区段 540 和第三辐射或第二中间加 热器区段 550。从辐射区段 520、 540 和 550 上升的烟道气可进入对流区段 502 并离开烟道 560。共用的对流区段 502 一般包括呈并联构型 508 的几个对流管 506。每个具有入口 510 和出口 512 的管 506 都可在一定程度上呈 U 形并定向在其侧面， 其中几个管 506 可成排前 后堆叠。在此示例性的实施例中， 共用的对流区段 502 可被分割为多个部分或排 514。一个 或更多个对流管 506 可对应于第一辐射区段 520， 也就是说， 流 270 可从辐射区段 520 流到 共用对流区段 502 中的排或部分 514。虽然对流管 506 可向侧面定向， 但应理解， 其它定向 是可能的， 例如使 U 形管定向成平的并且将几个管 506 成排竖直地堆叠。
虽然仅在第一辐射区段 520 中示出， 但一般每个辐射区段 520、 540 和 550 都可包 括呈并联构型 526 的几个辐射管 524， 理想地， 每个具有入口 528 和出口 530 的辐射管 522 都可在一定程度上呈 U 形并向上定向， 并且几个这种管 522 可前后堆叠。 辐射区段 520、 540 和 550 可通过防火墙 572 和 574 分隔并且分别包括多个燃烧器 532、 542 和 552。利用加热 器 500， 烃流可进入例如第一辐射区段 520， 然后在进入例如如图 1 所示的重整反应区 230 之前进入对流区段 502 的至少一部分。
图 4 显示了入口歧管 528 和加热器管 522 的入口的面积扩大以便显示位于加热器 管 522 的歧管和入口之间的限流孔板 529。可在充料加热器和所有中间加热器的每个加热器管的歧管和入口之间采用这种限流孔板， 或可关于选择充料加热器或中间加热器中的加 热器管采用限流孔板。在另一实施例中， 如图 5 所示， 限流孔板可位于歧管的通向或来自加 热器管的流体流动路径中的入口或出口歧管内。图 5 显示了加热器管 522 的入口歧管 528 和入口的面积扩大以便显示位于加热器管 522 的入口歧管和入口内侧的限流孔板 529。
在不进一步详细描述的情况下， 相信本领域的技术人员可使用先前描述最大程度 地利用本发明。 因此， 前述优选的具体实施方案可视为仅是说明性的， 而不是无论怎样以任 何方式对本说明书的剩余部分的限制。
在上述内容中， 除非另有陈述， 否则所有温度都以摄氏温度未修正地阐述且所有 份数和百分数都基于重量计算。
在此通过引用将本文引用的所有申请、 专利和公报的全部公开内容并入。
本领域的技术人员从上述描述中可容易地确定本发明的必要特征且可在不脱离 本发明的精神和范围的情况下做出本发明的各种改变和改进以使其适应各种用法和条件。