本发明涉及烯烃生产方法和设备。更具体地说，本发明涉及由烃类生产乙烯及其它轻质烯烃的方法和设备。 长期以来，石油化学工业使用天然烃原料来生产有价值的烯烃，如乙烯和丙烯。通常用气态烃（如乙烷和丙烷）作原料进行工业生产比较理想。但由于一直在消耗轻质烃，其可用资源日趋减少，所以最近越来越需要在工业上能裂解重质烃类。工业上正在使用沸点比气态烃高的烃类，如石脑油、常压柴油（AGO）和减压柴油（VGO）。
由烃原料生产烯烃的一种典型方法是热裂解法。在该方法中，烃类在高温下经裂解生成含1至4个碳原子的烃类，特别是相应的烯烃。
目前，可用于裂解重质烃以生产烯烃的方法很多。典型的方法是，把需要裂解的烃类送入由对流区和辐射区组成的加热炉。在对流区，烃类先被加热至尚未引发明显反应的温度;然后被送到辐射区，在这里被辐射燃烧器猛烈加热。美国专利No.3，487，121（哈利）给出了一种传统加热炉和方法的例子。
例如，用管式燃烧加热器来提供反应所需热量。原料流经燃烧加热器内的一组蛇管，蛇管的配置应能使向流经管内的烃类的热量传递得到强化。然后将裂解产出物进行直接或间接急冷以使反应停止。在传统蛇管热裂解中，用稀释蒸汽抑制裂解蛇管中焦碳的形成。但是，不管用什么方法，在由烃原料生产烯烃过程中始终存在生成焦碳的问题。一般裂解反应会产生裂解燃料油，它是能堵塞设备的焦油和焦碳的一种前体。蒸汽稀释的另一好处是阻止焦碳在用于快速淬灭裂解反应的换热器中发生沉积。
最近，已将热裂解方法用于一种能够在蒸汽存在下使烃原料通过一个反应器的设备中，且在该设备中同时使用热的粒状固体作热载体。裂解后，将产出物快速急冷以终止裂解反应，从产出物中分离固体，预热后循环使用。
以往，在用乙烷至石脑油的轻质烃经热裂解法来生产烯烃时，每磅烃需要的稀释蒸汽在0.3至0.6磅左右。每磅重质烃则需要大约0.7至1.0磅稀释蒸汽。一般说来，为达到抑制热裂解过程中辐射蛇管内结焦速度所要求地烃分压，重质烃类需要更多的稀释蒸汽。相应地要增加加热炉的尺寸并需要更大的大型设备。
众所周知，就烃类裂解方法而言，反应温度和反应停留时间是影响裂解度、转化率和选择性的两个主要变数。裂解度与裂解反应的强度有关。它与正戊烷的反应速度常数（单位为秒-1）和时间t（单位为秒）有关。转化率是对原料热解程度的量度（在经受与原料同样的处理时，正戊烷分解的百分比）。工业烃原料转化率可用下式与正戊烷转化率（C）相关联：
Kt＝1n[C/（100-C）]
其中K是正戊烷的反应速度常数（单位为秒-1），大约每20°F增加一倍;t是反应时间（单位为秒）。
选择性是转化产品中含乙烯的比例。选择性通常表示为烯烃产品与燃料产品之比。
裂解度低时，选择性高，但由于转化率低，故采用低裂解度操作不经济。通常低裂解度操作在温度1200至1400°F，停留时间2000至10000毫秒下进行。温度在1500至2000°F可达到高裂解度和高转化率。但是，温度超过1500°F时，选择性通常比较低，除非停留时间在200毫秒以下，通常在20至100毫秒时，反应可达到高裂解度。在这样短的停留时间下可以达到每磅甲烷2.5至4.0磅乙烯的选择性，转化率通常可超过原料重量的95%。虽然高裂解度是优选的，但由于传统燃烧反应器的物理限制，在工业上尚未广泛采用。限制之一是，在允许的停留时间参数范围内，不能将热量由产品流出物中除去。因此，大多数传统系统都在中等裂解度条件下操作，温度在1350至1550°F，停留时间在200至500毫秒。虽然转化率比低裂解度操作时高，但选择性低，大约为每磅甲烷2磅乙烯。但由于转化率较高，乙烯的实际收率高于低裂解度操作时得到的收率。
热解燃料油（PFO）的收率随转化率的增加而提高。在临界转化率以上，PFO的生成速度明显提高，这里的临界转化率是原料性质的函数。对重质石脑油，它出现在转化率大约75%，对轻质石脑油，出现于转化率85%时。
在高裂解度条件下，采用短停留时间可达到大约3∶1或者更高的选择性。结果，已开发出了很多提供高裂解度的热裂解方法。例如，开发了含有大量细管的加热炉，其中每根管子的出口直接与一个单独的间接急冷锅炉相连接。该方法的缺点是投资过大，因为急冷锅炉不能为多根高温炉管道出口所共有。因此，所需急冷锅炉的数目增加。而且，高温废热必须用来产生低温、高压蒸汽，从热效率观点出发，这是不理想的。最后，由于必须用在加热器对流段产生蒸汽的方法使烟道气的高温降下来，故又限制了方法的灵活性。
在哈利的美国专利No.3，407，789中，加热炉包括一个对流预热区和一个辐射转化区域裂解区。在辐射段，被处理流体通过的管道长度较短，直径较小，压力降设计较低。急冷区与加热炉的反应产品出口管紧密相连并能将产出物由反应温度快速冷却至反应基本停止的温度，再用传统的换热方法使其得到进一步冷却。
于是，由于反应时间缩短，有必要提高操作温度（P）以保持希望的转化率。一般认为，选择性和收率随停留时间的缩短而提高。但建造停留时间缩短至大约100毫秒的工厂存在几个障碍。运行时间，即蛇管除焦之间的周期由几个月缩短至几天。此外，投资和燃料成本都增加。
反应器设计师为缩短反应时间所能使用的关系可用下式概括：
t＝ (D)/4 · (H)/(Q) ·d
其中D＝蛇管内径，单位为呎
H＝在辐射反应器中吸收的热量，单位为英热单位/磅
d＝工艺流体的密度，单位为磅/呎3
Q＝热通量，单位为英热单位/（秒·呎2）
对于传统工厂，减小D、H或d的可能性很小。在制造长耐热合金管过程中的实际限制决定了D。H则听其自然，它等于为达到给定的原料转化率所需要的能量。工艺流体密度d基本取决于蛇管出口的最低实际压力。增大剩余参数Q，即热通量，会增大金属温度（M）和操作温度（P）的差值。
已经指出，缩短t需要提高P。所以缩短t时，M和P都要提高，提高M取决于多因素，提高M或P都会加快结焦速度。由于工业实践都需要尽量提高辐射加热蛇管的转化率并尽量降低蛇管出口与急冷锅炉入口之间的连接管中的转化率而进一步恶化上述两个因素。
增加Q需要提高辐射燃烧室的温度，也就增加了每英热单位H所需燃料的英热单位数以及生产1磅烯烃的燃料成本。
因此，如果能找到一个热解系统，在热效率得到改善，投资比较低和t大大缩短的情况下的运行时间可达2至3个月，就可满足长期以来本技术领域所希望的要求。
申请人意外地发现，与先有技术的教导相反，通常状况下的液态烃转化率低于10至20%时，其使用的条件对烯烃收率或选择性影响很小或没有影响;在高于临界裂解度，即转化率65至75%时，焦碳的前体，热解燃料油的产率迅速提高;如果在同样时间内，在同样压力下达到目标转化率，反应的温度截面对收率和选择性就不会产生明显的影响;在转化率高于50%时，在给定的辐射燃烧室温度下，可用缩短辐射线长度的方法来降低金属的最高温度而对反应时间影响很小或没有影响。
本发明的目的之一是提供一种改进的生产乙烯的热解方法和设备。
本发明的目的之二是提供一种改进的生产乙烯的热解方法和设备，其中辐射加热蛇管保持在低于一临界裂解度。
本发明的目的之三是提供一种改进的生产乙烯的热解方法和设备，其中超过临界裂解度的热解过程可在绝热条件下在辐射蛇管与急冷锅炉之间的连接管中完成。
本发明的目的之四是提供一种改进的以短停留时间生产乙烯的热解方法和设备，同时，将进入对流段的烟道气温度降至一般水平（1800°F）以下。
本发明的目的之五是提供一种改进的热解方法和设备，在保持较低烟道气温度的同时，可将热量以辐射方式传递至工艺流体流过的管道。
本发明的目的之六是提供一种改进的方法和设备，保证烟道气温度沿热解蛇管长度有一可控制的变化。
本发明的目的之七是提供一种加热炉，其蛇管结构最简单，但能达到与较重的传统加热炉同样的转化率和收率。
本发明的目的之八是提出一种改进的热解方法和设备，通过一个处于系统绝热反应部位的压力回收文氏管将反应器中使用的高速度降至急冷锅炉中的实际速度，从而降低了反应系统的出口压力。
本发明的辐射加热炉总体主要包括：炉体结构内的一个非燃烧过热加热区和一个燃烧辐射区，处于辐射区下游，炉体结构外的一个绝热反应器和紧密连接于辐射反应器下游的一个间接急冷设备。工艺蛇管由过热预热区穿过辐射区一直延伸到绝热加热器。
用辐射燃烧器燃烧辐射区，并在出料端缩小宽度，此处可加工成锥形段。上游过热加热段最好不燃烧，但可装设燃烧器。辐射区与过热加热区相通以使辐射燃烧器出来的气体经过辐射区进入过热加热区并最终穿过对流段洩入大气。
急冷设备包括一个在入口处或入口前有一文氏管的间接换热器，该文氏管可将速度变成压头。换热器的冷侧处于被环状冷侧室包围的结构中。
在该裂解方法中，在约1200°F，将0%转化的烃原料加热并送至过热区内的蛇管入口。原料在辐射过热加热区被来自辐射区的热气体预热至1325°F左右。过热加热区的设计和操作使烟道气温度保持在大约1800°F。
来自过热加热区的原料流入加热至大约2300°F的辐射区并在一短停留时间内被加热至大约1650°F以达到大约45至大约65%的转化率。然后，产出物由辐射区流到外绝热反应器并以短于大约20毫秒的停留时间继续反应以达到95%的转化率。急冷锅炉紧接在绝热反应器下游并能快速急冷反应产物以终止反应。
与附图结合起来，可更好地理解本发明。
图1是本发明加热炉设备的正视剖面图;
图2是本发明加热炉设备沿图1中2-2线的正视图;
图3是沿线3-3所取的图1的平面图;
图4是沿线4-4所取的图1的部分平面图;
图5是绝热反应器入口处分叉的一组工艺蛇管的正视剖面图;
图6是该设备急冷锅炉的正视剖面图;
图7是沿线7-7所取的图6的部分平面图。
如图1、2、3所示，本发明的加热炉2主要包括一个炉体结构4，一个外部绝热反应器6和急冷锅炉8。
加热炉2包括外壁10、一个顶盖11、一个底12、中心墙14、由对流蛇管组成的一组工艺蛇管（未示出）、辐射蛇管16和一个烟道气出口18。中心墙14限定了一个上游过热加热区20，而中心墙14与外壁10结合限定了下游辐射区22。在优选实施方案中，中心墙14被抬高，处于底面12以上，从而在过热加热区20和辐射区22之间提供了一个通道开口24。对流蛇管垂直安装在对流段的烟道气出口18的通道上并延伸到加热炉蛇管入口26以形成辐射蛇管16。辐射蛇管16由加热炉蛇管入口26通过过热加热区20、通道开口24和辐射区22直至蛇管加热炉出口28。
传统燃烧器30在辐射区22的每个垂直侧面的顶部排成一列并由顶面11向下延伸。在与优选实施方案中，辐射区22顶部25构造的侧面横截面如图1所示那样，在底部23比顶部25宽。最优选的是，在一30呎高的加热炉2中，辐射区22的底部23为8呎宽，顶部25为3.5呎宽，高度为5呎。还可设想将辐射区22由顶11向下约1/3处开始加工成锥形。辐射蛇管16是U形，并安装在过热加热区20和辐射区22的中心以达到最佳辐射热效率。此外，还装有辅助微调燃烧器21。
本发明加热炉2设计为辐射区22耐温略高于2300°F，过热加热区20略高于1775°F。辐射区22和过热加热区20金属管的温度分别为1865°F和1325°F左右。我们发现，通常的耐火砖可耐受略高于2300°F的温度，就是辐射区产生的温度。所以，加热炉壁可用一般用于辐射区、对流区及烟道的材料来建造。
此外，壁14还装有加强件29，最好是由顶11延伸到壁14底部的6吋管。处于1865°F左右（辐射区22）和1325°F左右（过热区20）温度下的蛇管金属只需要一般加热炉管金属。
紧接在辐射区22下游的是绝热反应器6。由图2和图5清楚地看到，一组蛇管16汇入辐射区22中的共同导管34，而导管34又在绝热反应器6入口汇入一根集管35。绝热反应器6可有各种构造，但环绕反应器6的普通外部绝热材料36提供了工艺原料流出加热炉2后继续反应所需要的绝热包层。工艺流体在绝热反应器6中的预期温度由在绝热反应器入口38处的大约1650°F变到绝热反应器出口40处的1625°F。绝热反应器6结构为文氏管状，它有上游段37，下游段39和喉部41。在一优选实施方案中，文氏管的结构可将热产品气速度由大约800呎/秒降至大约250呎/秒。
由图6可清楚地看到，与加热炉2相连的急冷锅炉8的构造包括一个内部冷侧42，外环冷侧52和一个热侧44。内冷侧42由一个装有锅炉原料水入口46和一个蒸汽出口50的内室组成。一个环状锅炉原料水入口54有助于将冷却剂输送到外冷侧管道52，一环管56搜集被加热的冷却剂供别处使用。叶片58由内室延伸至热侧通道44内。
每个急冷锅炉8的热侧44包括一个下游构形为变径段66的产出物入口64和一个出口68。
本发明进行的方法是，在对流蛇管加热烃原料并将约1150°F的烃原料送往过热加热区20中的辐射蛇管16。烃原料的温度在过热加热区20提高到大约1325°F。原料通过过热加热区20的停留时间是大约80至130毫秒，最好是大约115毫秒，从而使过热加热区20中蛇管16的金属温度保持在大约1500°F或1500°F以下。在过热加热区20的转化率保持在低于20%，最好低于10%。
然后，在约1325°F下使上述原料通过辐射蛇管16流入辐射区22并在大约40至90毫秒最好是大约50毫秒停留时间内使温度升至大约1650°F，然后以大约65%的转化率由加热炉出料口28流出。
由加热炉体4流出的产出物以大约30毫秒最好是短于20毫秒的停留时间流过绝热反应器6，在反应器6中，产出物的温度降至大约1625°F，此时转化率约为90%。
转化的产出物在大约1625°F流出绝热反应器并进入急冷锅炉8，反应在这里停止。冷却剂通过冷却剂入口54和46流入并穿过急冷锅炉8，由冷却剂出口56和50流出。在急冷锅炉中，产出物温度降至约1100°F以下。
实验发现，以大约2500英热单位/磅烃使燃烧器30在辐射区22燃烧可使辐射区22的温度保持在2300°F左右，使过热加热区20的温度保持在1800°F左右。加热炉区或炉室温度使过热加热区20中蛇管金属温度低于大约1500°F，而绝热反应器8中蛇管金属温度在有产物转化时大约为1625°F。
优选的急冷锅炉冷却剂是在大约1500磅/吋2下沸腾的水，如图6所示，它通过冷却剂入口46流入，并在冷却剂出口50流出，使流过区44的热工艺物流得到冷却。
本方法可节省燃料并能减轻加热炉的重量。由于辐射热在过热加热段20向原料提供升温所需能量，初始裂解可在非常有效的条件下发生。来自辐射区22气体的热量被用来启动在过热加热区20的裂解反应。在本发明方法中，烃原料在过热加热区20的转化率最好保持在10%以下。只要原料在过热加热段20中的转化率保持在10%以下，停留时间就是辐射段燃烧器30产生的气体所能提供热量的函数。实际上，原料在过热加热区20中的停留时间可在大约80至大约130毫秒。
然后，进入辐射区22的原料将快速裂解，达到部分裂解的状况，即55%至70%的转化率。工艺原料在辐射区22的停留时间将是大约40至大约90毫秒。
由于在辐射区22的转化率限制在完全转化率以下，完全转化（90%）将在绝热反应器6中完成。来自辐射区22的工艺原料由一组蛇管16汇入导管34，它们再在绝热反应器6入口处汇入一根集管35并以20至30毫秒停留时间通过绝热反应器6以达到希望的转化率。
本发明加热炉2的重量比传统的热解或热裂解加热炉轻很多。辐射过热加热区20比用对流管向原料传递大量热量的传统加热炉更能有效地向原料传递热量。而且，绝热反应器6可使辐射区22中的蛇管长度比传统加热炉中完全裂解所需要的长度要短。此外，加热炉2中的蛇管出口温度保持在比传统的辐射加热炉蛇管出口低的水平从而减少了加热炉内的结焦。
下列表1说明本发明加热炉2各项指标比传统加热炉的节省情况，它们的生产能力都是100百万磅乙烯/年。
表1
本公开加热炉2 usc传统加热炉
石脑油，1000磅/小时 40 45
等功率下的燃料，
百万英热单位/小时 115 150
对流传热，M-ft245 82
燃烧室尺寸
内体积，M-ft38 17
外表面，M-ft23.5 6.7
急冷锅炉
重量，磅 3，000 55，000
长度，呎 18 45
下列表2进一步说明本发明参数的一个预示例。
表2
辐射反应器
@辐射线长度
过热加热器 4呎 1.5呎 绝热反应器 总计
磅/小时/根蛇管
石脑油 700 700 1400 4200
蒸汽 350 350 700 2100
蛇管长度，呎 35 30 5 5 75
内径，吋 1.5 1.5 2.13 6.5/7.5
正戊烷转化率%
入口 0 6 48 65
出口 6 48 65 90 90
停留时间，毫秒
总计 115 52 7 20 194
略高于10%正 0 33 7 20 60
戊烷转化率
温度°F
烟道气 1600 2300 2300
工艺气出口 1325 1615 1640 1610
最高金属出口 1480 1915 1850 1610
收率，石脑油重% 15
CH415
C2H431.5
C3H615
C4H64.5
总计 51.0
燃料油选择性 3
2.8