1.本发明涉及独立权利要求的前序部分所述的用于蒸汽裂解的方法和系统。
背景技术：
2.本发明基于用于生产烯烃和其他基础化学品的蒸汽裂解技术，例如在《乌尔曼工业化学百科全书》中的“乙烯”文章(2009年4月15日在线出版，doi：10.1002/14356007.a10_045.pub2)中所述。
3.目前，在蒸汽裂解中，引发和维持吸热裂解反应所需的热能由燃料气体在耐火炉中的燃烧所提供。最初含有蒸汽和待裂解的烃的过程气体通过放置在耐火箱内的通常所说的裂解盘管，也称为辐射区或辐射段。在此流动路径上，过程气体被持续加热，使所需的裂解反应在裂解盘管内进行，从而裂解产物中的过程气体不断富集。进入裂解盘管中的过程气体的入口温度通常在550℃与750℃之间，出口温度通常在800℃与900℃之间。
4.除了辐射区外，燃烧式裂解炉还包括通常所说的对流区或对流段和通常所说的淬火区或淬火段。对流区通常位于辐射区上方，由从辐射区穿过烟气管道的各种管束组成。对流区的主要功能是从离开辐射区的热烟气回收尽可能多的能量。事实上，通常只有35％至50％的总燃烧负荷在辐射区内被转移到通过裂解盘管的过程气体中。因此，对流区在蒸汽裂解的能量管理中发挥着核心作用，因为所述对流区负责有效利用输入到炉内的大约40％至60％的热量(即，燃烧负荷)。事实上，当将辐射区和对流区结合在一起时，现代蒸汽裂解设备利用总燃烧负荷的90％至95％(基于燃料的较低发热量或净热值)。在对流段中，烟气在离开对流段并通过烟囱释放到大气中之前，被冷却到在60℃与140℃之间的温度水平。
5.对流区中回收的烟气热量通常用于过程负荷，例如锅炉给水和/或烃进料的预热、液态烃进料的(部分)蒸发(无论先前是否有过程蒸汽注入)以及过程蒸汽和高压蒸汽的过热。
6.淬火区定位于辐射区沿着主要过程气体路线的下游。辐射区由一个或多个热交换器单元组成，主要功能是将过程气体快速冷却到最高温度水平以下，以停止裂解反应、进一步冷却过程气体以进行下游处理、以及有效回收过程气体的显热以用于进一步的能源使用。此外，进一步的冷却或淬火可以通过注入液体来实现，例如当蒸汽裂解液体进料时通过油淬火冷却来实现。
7.在淬火段中回收的过程气体热量通常用于蒸发高压(hp)或超高压(shp)锅炉给水(通常处于30巴绝对压力与130巴绝对压力之间的压力范围)，以及用于在锅炉给水供给到蒸汽锅筒之前预热相同的锅炉给水。由此产生的饱和高压或超高压蒸汽可以在对流区(见上文)中过热，以形成过热的高压或过热超高压蒸汽，并可以从对流区分配到设备的中央蒸汽系统，为热交换器、蒸汽轮机或其他旋转设备提供热量和动力。在炉对流区中获得的蒸汽过热度通常比饱和温度(露点边界)高出150k至250k。一般来说，蒸汽裂解炉可以使用高压蒸汽(通常处于30巴至60巴)或超高压蒸汽(通常处于60巴至130巴)操作。在本发明的说明中，为了清楚起见，高压蒸汽将用于在30巴与130巴之间的整个压力范围，但也可超出该上
限，这是因为本发明包括使用压力高达175巴的蒸汽。
8.淬火冷却后的过程气体处理的重要部分是压缩，压缩通常在进一步处理(例如，去除重质烃和过程水)之后进行，以便调节过程气体以进行分离。这种压缩也称为过程气体压缩或裂解气体压缩，通常通过蒸汽轮机驱动的多级压缩机进行。在蒸汽轮机中，可以使用来自所述设备的中央蒸汽系统的处于适当压力的蒸汽，所述蒸汽因此包括使用来自对流段和来自淬火冷却的热量产生的蒸汽。通常地，在现有技术的蒸汽裂解设备中，烟气(在对流区中)的热量和过程气体(在淬火区中)的热量与用于生成用于加热和驱动蒸汽轮机所需的大部分蒸汽量的热量需求很好地平衡。换句话说，废热可以或多或少地充分用于生成设备中所需的蒸汽。用于生成蒸汽的额外热量可以在(燃烧式)蒸汽锅炉中提供。
9.作为参考，并且为了进一步说明本发明的背景技术，图1以高度简化的局部示意图示出了传统的燃烧式蒸汽裂解装置，并将该燃烧式蒸汽裂解装置标示为900。
10.图1所示的蒸汽裂解装置900包括一个或多个裂解炉90，如加重线所示。仅为简明起见，下文中提到的是“一个”裂解炉90，而通常的蒸汽裂解装置900可以包括多个裂解炉90，多个裂解炉90可以在相同或不同的条件下运行。此外，裂解炉90可以包括下文描述的部件中的一个或多个。
11.裂解炉90包括辐射区91和对流区92。在除图1所示的实施例之外的其他实施例中，多个辐射区91也可以与单个对流区92等相关联。
12.在所述的示例中，多个热交换器921至925布置在对流区92中，可以以所示的布置或顺序布置，也可以以不同的布置或顺序来布置。这些热交换器921至925通常被设置为以管束的形式穿过对流区92，并且定位在来自辐射区91的烟气流中。
13.在所述的示例中，辐射区91通过布置在形成辐射区91的耐火材料的底面和壁面侧上的多个燃烧器911来加热，这些燃烧器仅被部分地指定。在其他实施例中，燃烧器911也可以仅设置在壁面侧或仅设置在底面侧。例如，当使用纯氢气进行燃烧时，可以优先采用后者。
14.在所述的示例中，将含有烃的气态或液态进料流901提供至蒸汽裂解装置900。还可以以所示的方式或以不同的方式使用多个进料流901。进料流901在对流区92中的热交换器921中被预热。
15.此外，锅炉给水流902通过对流区92，或者更准确地说通过热交换器922，并在热交换器922中被预热。锅炉给水流902随后被引入蒸汽锅筒93中。在对流区92中的热交换器923中，通常由位于蒸汽裂解装置900的炉系统外部的过程蒸汽生成系统所提供的过程蒸汽流903被进一步加热，并且在图1所示的示例中，过程蒸汽流903随后与进料流901相结合。
16.相应形成的进料流和蒸汽流904通过对流区92中的另外的热交换器925，随后通过常见的多个裂解盘管912中的辐射区91，以形成裂解气流905。图1中的图示高度简化。通常，相应的流904均匀地分布在多个裂解盘管912中，并且裂解盘管912中形成的裂解气被收集起来，以形成裂解气流905。
17.如图1进一步所示，蒸汽流906可以从蒸汽锅筒93中取出，并且可以在对流区92中的另外的热交换器924中被(过度)加热，产生高压蒸汽流907。高压蒸汽流907可以用在蒸汽裂解装置900中的任何适当位置和用于任何适当目的，在此不具体说明。
18.来自辐射区12或裂解盘管912的裂解气流905通过一条或多条传输管线传送至淬
火交换器94，由于上述原因，裂解气流905在淬火交换器94中被快速冷却。这里所述的淬火交换器94代表初级淬火(热)交换器。除了这种初级淬火交换器94之外，还可以有其他的淬火交换器。
19.冷却后的裂解气流907被传送至其他处理单元95，这里仅非常示意性地示出该处理单元95。具体地，这些其他处理单元95可以是用于裂解气体的洗涤、压缩和分馏的处理单元，以及包括蒸汽轮机的压缩机装置，所述压缩机装置可以使用来自蒸汽锅筒93的蒸汽来操作并用96标示出。
20.在所示的示例中，淬火交换器94使用来自蒸汽锅筒93的水流908来操作。在淬火交换器94中形成的蒸汽流909返回至蒸汽锅筒93。
21.发明目的
22.为至少减少当地工业过程中的二氧化碳排放而持续进行的努力也延伸到蒸汽裂解设备的操作中。与所有技术领域一样，当地二氧化碳排放量的减少具体地可以通过部分或所有可能的处理单元的电气化来实现。
23.如ep 3075704a1中与重整炉有关的描述，除了燃烧器外，还可以使用电压源，所述电压源连接至反应管，以使由此产生的电流加热给料。例如，在wo 2020/150244a1、wo 2020/150248a1和wo 2020/150249a1中提出了使用电加热的蒸汽裂解炉的蒸汽裂解设备。其他或更广泛背景下的电炉技术，例如在wo 2020/035575a1、wo 2015/197181a1、ep 3249028a1、ep 3249027a1和wo 2014/090914a1中，或者在较早的文献中，例如de 2362628a1、de 1615278a1、de710185c和de 3334334a1中均有公开。
24.wo 2018/020399a1公开了一种用于裂解烃流的方法，通过以下方式进行：在存在压缩空气的情况下，在燃气轮机中燃烧燃料以产生烟气，其中所述烟气驱动涡轮机在耦合发电机中发电或做功以给耦合旋转设备提供动力；(a)将烟气的第一部分供给至热交换器；(b)将环境空气供给至热交换器以由烟气的第一部分加热，以提供加热空气；(c)将燃料以及由烟气的第二部分和通过步骤(c)获得的加热空气组成的混合物供给至炉；和(d)在所述炉中裂解烃流。
25.根据us 4,617,109a，用于蒸汽裂解炉的燃烧空气通过与中压和低压蒸汽的间接热交换来预热，所述中压和低压蒸汽通过蒸汽轮机由在乙烯生产设备的热段中产生的高压蒸汽而膨胀。
26.完全或部分改变蒸汽裂解设备的加热概念，即完全或部分使用电能产生的热量来代替燃料燃烧产生的热量，是一项相当大的干预措施。作为替代方案，通常需要侵入性较小的重新设计方案，特别是在改造现有装置时。例如，这些可以包括至少部分地由电驱动器替代用于驱动过程气体压缩机或不同压缩机的蒸汽轮机。虽然如上所述这种蒸汽轮机可以部分地使用裂解炉的对流段中回收的废热产生的蒸汽来操作，但是通常必须另外提供燃烧式蒸汽炉，以供应足够的蒸汽量。因此，至少部分地用电驱动器替代用于驱动上述压缩机的蒸汽轮机，可以减少或避免燃烧炉的负荷，从而减少当地的二氧化碳排放量。
27.然而，如下文进一步所说明的，具体地，这种设备的部件的电气化会对整个设备的热平衡产生显著影响。也就是说，如果用电力驱动代替用于驱动压缩机的蒸汽轮机，则设备中产生的废热(以前用于驱动蒸汽轮机)就不能再被充分利用。另一方面，如果用电炉代替燃烧炉，则以前用于提供蒸汽、加热给料等的烟气的废热将不再可用。
28.换句话说，更换蒸汽裂解部件中的任何排放二氧化碳的部件都会对整个设备的运行产生巨大影响，而不仅仅是将一个部件更换为另一个部件的问题。因此，在蒸汽裂解装置中充分且有效的整合这些部件对于整个装置的设计，特别是能源管理至关重要。因此，这就是本发明的目的。
29.在这方面，本发明具体地涉及一种情况，其中燃烧式蒸汽裂解炉部分地被电加热式蒸汽裂解炉替代，或者除了燃烧式蒸汽裂解炉之外还设置电加热式蒸汽裂解炉，从而使由电加热炉产生并可用于蒸汽消耗设备(例如，蒸汽轮机或其他旋转设备)的蒸汽显著减少或没有。此外，在本发明中，泵、压缩机或其他旋转设备可以至少部分地由电能驱动，而不是使用蒸汽轮机。本发明特别涉及这样一种情况，即蒸汽裂解设备仅部分实现“完全电气化”，即电燃烧炉，而其他炉仅使用电驱动旋转设备实现“部分电气化”。在这种情况下，如前所述，必须找到一种合适的操作模式，这是因为对于全电气化部件来说，传统的蒸汽生产和消耗平衡状况几乎完全改变，但对于部分电气化的部件，传统的蒸汽生产和消耗平衡状况也变得不平衡了。
技术实现要素：
30.在此背景下，本发明提出一种具有独立权利要求的特征的用于蒸汽裂解的方法和系统。本发明的实施例是从属权利要求和下文描述的主题。
31.在进一步说明本发明的特点和优点之前，将对本发明的说明中所使用的一些术语做进一步解释。
32.术语“过程蒸汽”是指在烃进料进行蒸汽裂解之前添加到烃进料中的蒸汽。换句话说，过程蒸汽是相应进料的一部分。因此，过程蒸汽参与了通常已知的蒸汽裂解反应。过程蒸汽可以具体地包括由“过程水”的蒸发产生的蒸汽，即之前从混合的烃/水流中分离出来的水，例如从蒸汽裂解炉中提取的过程气体或其馏分中分离出来的水，特别是通过容器/凝聚器、脱氧装置中的重力分离或者使用过滤器分离出来的水。
[0033]“过程气体”是指通过蒸汽裂解炉，并且随后进行诸如淬火、压缩、冷却和分离的处理步骤的气体混合物。过程气体在供应至蒸汽裂解炉时，包括蒸汽和进行过蒸汽裂解而析出的烃，即，进行过蒸汽裂解的“进料流”在本文中也称为过程气体。如果需要区分，则可以用“引入蒸汽裂解炉的过程气体”和“过程气体流出物”或类似语言来表示。当离开蒸汽裂解炉时，过程气体中富含裂解产物，特别是过程气体中含有很少的析出的烃。在随后的处理步骤中，过程气体的成分可能会进一步改变，例如由于从中分离出馏分。
[0034]
与过程蒸汽不同，术语“高纯度蒸汽”是指由净化的锅炉给水的蒸发产生的蒸汽。高纯度蒸汽通常根据本领域惯用标准规定，例如vgb-s-010-t-00或类似标准。高纯度蒸汽通常不包括由过程水产生的蒸汽，因为后者通常包含来自过程气体的一些其他成分。
[0035]
术语“进料烃”是指在蒸汽裂解炉中，在过程气体中进行蒸汽裂解的至少一种烃。在使用术语“气体进料”时，进料烃主要或仅仅包括每分子含2至4个碳原子的烃。相比之下，术语“液体进料”应指主要或仅仅包括每分子含4至40个碳原子的烃的进料烃，“重质进料”处于该范围的上限。
[0036]
术语“电炉”一般可用于蒸汽裂解炉，在电炉中，加热裂解盘管中的过程气体所需的热量主要或完全由电力提供。这种炉可以包括一个或多个电加热器装置，所述电加热器
装置通过有线连接和/或感应式电力传输而连接到电力供应系统。在加热器装置材料内部，施加的电流通过焦耳加热产生体积热源。如果裂解盘管本身用作电加热装置，则释放的热量会通过对流-传导热传递直接传递到过程气体。如果使用单独的电加热装置，则焦耳加热释放的热量会从加热装置间接传递到过程气体，首先优选地通过辐射且在较小程度上通过对流从加热装置传递到裂解盘管，然后通过对流-传导热传递从裂解盘管传递到过程气体。过程气体在供应至裂解炉之前，可以通过各种方式进行预热。
[0037]
相比之下，“燃烧炉”通常是蒸汽裂解炉，在燃烧炉中，加热裂解盘管中的过程气体所需的热量主要或完全通过使用一个或多个燃烧器燃烧燃料来提供。过程气体在供应至裂解炉之前，可以通过各种方式进行预热。
[0038]
当在蒸汽裂解中使用电炉和燃烧炉的组合时，通常可以使用术语“混合加热概念”。在本发明的上下文中，优选地将单个裂解盘管严格归属于燃烧炉或电炉，即，每个裂解盘管完全通过电能加热或者完全通过燃烧加热。
[0039]
本文中的术语“主要”可以指比例或含量至少达到50％、60％、70％、80％、90％或95％。
[0040]
本文所用的术语“旋转设备”可以涉及选自压缩机、鼓风机、泵和发电机的一个或多个部件，这些旋转设备通过诸如电动机、蒸汽轮机或燃气轮机的机械能量源来驱动。
[0041]“多流热交换器”是一种热交换器，具体地，在这种热交换器中，待冷却介质通过多个通道，例如在开头提到的乌尔曼文章中提及的“传输管线交换器”中。
[0042]
本发明的优点
[0043]
据本发明者所知，还没有关于蒸汽裂解设备(下文也称为“蒸汽裂解装置”或“系统”)的专门优化说明，所述蒸汽裂解设备不仅包含燃烧炉，还包含电炉，即上文所述的“混合”设备。有关电加热裂解炉的现有文献仅限于电盘管加热段本身的设计和操作。关于集成概念到全炉结构(包括预热和淬火部分)的信息很少，也没有关于集成到更广泛的裂解装置结构(其中也存在燃烧炉)的信息。除了上述最新公开文献(即，wo 2020/150244a1、wo 2020/150248a1和wo 2020/150249a1)之外，这一点也是有效的，但这些公开文献也没有提供适用于电炉与燃烧炉一起操作的j9九游会真人的解决方案。
[0044]
因此，本发明首次提供了在低排放至零排放非的蒸汽裂解器中平衡和分配热量的概念，所述蒸汽裂解器的特征在于除燃烧炉外还配有电炉。根据本发明提供的概念和技术方案，可以设计出满足以下功能或要求的设备结构和炉系统：
[0045]-在燃烧式或电加热式的裂解盘管或炉中将预先混合的烃/蒸汽从在550℃与750℃之间的入口温度加热至在800℃与900℃之间的出口温度。
[0046]-预先加热烃进料流，如果所述烃进料流是液体进料流，则将所述烃进料流从在20℃与150℃之间的通常供应温度蒸发至上述的在550℃与750℃之间的盘管入口温度。烃进料流的预先加热和蒸发在预先添加或不添加过程蒸汽的情况下进行，所述烃进料流通常以在130℃与200℃之间的温度水平供应至炉系统。
[0047]-在一个或多个多流热交换器中，将裂解盘管下游的过程气体有效且非常快速地冷却至在300℃与450℃之间(液态进料)或者在150℃与300℃之间(气态进料)的温度水平，以便从过程气体中回收热量。
[0048]-平衡电炉和燃烧炉之间以及炉系统和其余蒸汽裂解设备之间的能量流，以确保
安全、可靠且高效的设备运行。
[0049]
虽然现有的公开文献可能表明来自过程气流的热量可以被回收和利用，例如用于进料预热或产生过程蒸汽，但并没有提供如何向蒸汽裂解设备和相邻近的化工综合设备中的大量其他过程热消耗部件提供可用的过程热量的j9九游会真人的解决方案。虽然有人建议不再使用蒸汽作为主要的能源载体，但所提到的供热问题仍然没有得到解答，除非设备中的所有加热任务都使用电力。后一种比较微不足道的j9九游会真人的解决方案远非最佳能源方案，这是因为在低温下使用电力进行加热会导致大量的可用能损失。在现有技术的其他实施例中，所产生的蒸汽是强列过热的，目的是通过蒸汽轮机与发电机系统结合发电。这也是一个值得商榷的j9九游会真人的解决方案，因为利用最初电加热反应器系统产生的蒸汽发电，同样会导致非常高的可用能损失和非最佳资源管理。
[0050]
由于除了燃烧炉之外，本发明使用的电裂解炉不具有对流区，因此产生的用于驱动蒸汽轮机的适当蒸汽较少或根本没有。因此，根据本发明，用于回收驱动设备的分离段中的主气体压缩机所需的机械能或者用于发电的蒸汽轮机可以至少部分地由电驱动器替代。根据本发明，这种技术方案是优选的，从而使相应设备的操作更加有效。根据本发明，完全电气化的大型压缩机和泵驱动器优选地与所述电炉和燃烧炉的组合相关联，电炉和燃烧炉的组合继续向其他处理单元提供高纯度蒸汽，但考虑到所述高纯度蒸汽的热量(而不是电力)利用在很大程度上占主导地位，优选地包括蒸汽条件的修改，如下所述。
[0051]
本发明针对所述设备，即除燃烧炉外还提供的电炉装置，在炉和整个设备的设计和操作方面提出新的工艺j9九游会真人的解决方案。简单地说，本发明提供以下问题的j9九游会真人的解决方案：“如何在混合了电炉和燃烧炉的混合式蒸汽裂解设备中实现集成操作概念，其中蒸汽生产部件和蒸汽消耗部件是否至少进行部分修改？在这种低排放甚至零排放的混合式蒸汽裂解炉系统中，如何平衡或分配热量？”如前所述，替换蒸汽裂解部件中的任何可能排放二氧化碳的部件对整个设备的操作具有很大影响，而不是将一种部件更换为另一种部件的问题。
[0052]
根据本发明，使用两种类型的炉意味着对所述炉使用两种不同的主要能源(电或燃气)，其中一种(燃气)比另一种(电)更容易储存。因此，所有采用的炉的子系统的一个核心共同点是，在保持化学生产率不变的情况下，能够改变炉的主要能量需求，即，在进料流量和成分不变的情况下，预热器和盘管中的过程吸收的总热量不变。这种变化可以通过多种方式实现，例如改变流特性(温度、压力、流量)的设定点、(部分)打开/关闭旁路管线、改变设备特定的过程参数(热负荷、工作压力)或改变其他过程参数。
[0053]
除了每个炉中的恒定生产的能量平衡之外，本发明还通过进一步改变或调整炉内的化学生产率来实现更大的变化。通过蒸汽系统中可变的蒸汽产量和固有的热能存储，本发明可实现最大的操作灵活性，以满足蒸汽裂解设备内部和外部的相关要求。例如，这些要求可以是由于无法获得可再生能源而暂时最小化电力输入，或者最大化热量输送以促进相邻的设备或处理单元的蒸汽供应启动。
[0054]
如下文讨论的图2所示，根据本发明，蒸汽裂解设备或系统可以包括专用于富氢馏分的使用、生产或储存的一个或多个处理单元，例如氢分离单元、电解器、氨分解单元、燃料电池或气体储存器。这与传统的燃烧式蒸汽裂解器有很大不同，在传统的燃烧式蒸汽裂解器中，通常不需要对富氢燃料馏分进行缓冲，这是因为燃料气体的平衡是通过额外的天然气进口来完成的。在根据本发明的设备中，根据运行中的燃烧炉数量和燃烧空气预热的设
定水平，设备的燃料气体平衡可能会从不足(燃料气体进口、生成、储存和卸载)到过剩(燃料气体出口、消耗和储存装载)。具体地，在设备运行期间，燃料气体平衡可能从不足到过剩，反之亦然，这取决于当前的操作要求，如上文所述，例如用于电网稳定。
[0055]
在纯电炉的蒸汽裂解系统中，富氢馏分只能有限量地消耗，例如作为加氢反应器的进料，否则只能储存或输出，这是因为设备不能直接使用氢气作为主要的能量载体。可以通过在燃料电池中将富氢馏分转化为电力来间接使用富氢馏分，但这会造成明显的能量损失。本发明提供的益处是将大量富氢馏分作为直接能量载体，燃料利用率非常高，即能量损失低。
[0056]
各种专利文献提到了在同一个炉系统内，即，具体地是在炉的同一个燃烧室内，使用燃烧式盘管加热和电盘管加热相结合的混合炉的可能性。本发明故意排除该j9九游会真人的解决方案，因为在考虑到所有相关的工艺、安全、系统、操作和材料要求的情况下，现有技术水平无法提供如何以实际方式设计这种混合炉的可行技术方案。
[0057]
因此，本发明的本质不在于将加热原理结合到炉中，而是通过在这种混合设备设置中加入多种灵活措施来实现更大规模的设备结构。
[0058]
本发明使用的蒸汽系统可以包括处于不同压力和温度水平的多个蒸汽联箱(steam header)，以便以适合的温度水平为每个消耗部件传送热量。在传统的蒸汽裂解设备中，蒸汽通过涡轮级和/或减压站从压力较高的蒸汽联箱转移到压力较低的蒸汽联箱，并额外注入锅炉给水。与此不同的是，在本发明和下文的进一步说明中，炉中适度的蒸汽过度加热允许通过使用阀门和/或喷嘴轻松地将蒸汽转移到较低的压力水平。初始蒸汽过度加热的选择范围避免了膨胀过程中的相变。根据本发明，可以使用不同的燃烧炉和电炉拓扑结构，并可相互组合。
[0059]
如前所述，在当前的蒸汽裂解设备中，从炉中输出的蒸汽被涡轮驱动器(机械能回收)和热交换器(热能回收)消耗，从而形成热电联产系统。通过将压缩机驱动电气化，可以从可再生电力输入中受益，并减少蒸汽轮机驱动的压缩机或通常也可使用的发电机造成的可用能损失。反过来，改进的蒸汽系统优选地被简化为热回收系统。根据本发明的特别优选的实施例，并且如下文进一步解释的，如上所述，至少部分压缩机驱动装置实现了电气化。
[0060]
在特别优选的实施例中，两种类型的炉(燃烧式和电动式)都输送裂解气流，所述裂解气流在下游分离程序中被合并以进行进一步处理，并且优选地使用电驱动压缩机压缩在一起。此外，两种炉类型均产生并优选地输出适度过度加热的蒸汽，为中央蒸汽系统供热，该系统以蒸汽的形式向蒸汽裂解设备内外的各种过程热消耗器传送热量。
[0061]
因此，在这样的实施例中，本发明提出了裂解炉概念，特别地旨在集成到蒸汽裂解设备中，而无需或至少无需从蒸汽流进行大规模机械能回收，并利用这种改进的使用情况来优化炉运行的排放和能源效率。
[0062]
现有技术没有包含如何解决这些问题的示例，这是因为已知的燃烧炉集成概念依赖于产生用于机械能回收的蒸汽，而传统裂解炉中存在大量废热。燃烧炉集成概念严格依赖于对流区的存在，在对流区中从热烟气流中回收热量。除了燃烧炉之外，本发明使用的电炉不存在这样的对流区，因此简单地将已知的燃烧炉和电炉结合在一起会导致这样一种情况，即燃烧炉必需且需要大量利用废热，而电炉则不需要。本发明在这方面也提供了一种j9九游会真人的解决方案。
[0063]
在上述一些文献中提出了类似的挑战，因为所述文献包括将燃烧炉与部分电气化分离机组相结合的实施例。其中提到了进料-出料交换器，但没有提供有关设备设计的详细信息，也没有回答有关实际实现的开放性问题。现有技术中已知的实施例包括在对流段中产生高过热蒸汽，其中传统的输出蒸汽条件适合在蒸汽轮机中使用，例如驱动裂解气体压缩机。然而，并没有提出本发明所提供的j9九游会真人的解决方案。
[0064]
如前所述，将电炉与蒸汽裂解器进行充分且有效的整合，对于整个设备的设计，特别是能源管理，具有极其重要的意义。特别是在本发明中，既设置燃烧炉又设置电炉的情况下。如前所述，电加热炉没有对流区，这是一个主要困难。这一点非常重要，因为如前所述在燃烧裂解炉中，40％至60％的总热量输入在对流区中被回收并可以用于各种用途。
[0065]
根据本发明，提出一种使用蒸汽裂解装置或系统进行蒸汽裂解的方法，所述设备或系统包括第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元、和第二蒸汽裂解炉单元或多个第二蒸汽裂解炉单元。根据本发明，第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元中的每一个都包括一个或多个燃烧式蒸汽裂解炉，并且第二蒸汽裂解炉单元或多个第二蒸汽裂解炉单元中的每一个都包括一个或多个电蒸汽裂解炉。此外，根据本发明，第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元中的每一个都包括适于将燃烧空气的至少一部分预先加热到至少100℃的温度水平的装置，其中燃烧空气被提供给第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元中的每一个的一个或多个燃烧式蒸汽裂解炉。至于本发明所提供的技术方案的具体优点，请参阅下面的说明，同时直接在下文中解释其他有利的实施例。
[0066]
在本文所使用的语言中，术语“炉单元”指的是以操作连接的方式提供至少一个蒸汽裂解炉和至少一个淬火冷却机组用于从一个或多个蒸汽裂解炉中提取裂解气、以及至少一个蒸汽发生装置与一个或多个淬火冷却机组热关联。术语“炉”用于电动式蒸汽裂解盘管箱和相关联的进料预热和/或蒸汽过热设备，也用于燃烧式蒸汽裂解盘管箱(辐射区)和相关联的进料预热和/或蒸汽过热设备(对流区)和/或燃烧空气预热设备。因此，如果下文提及电炉的“盘管箱”，则指的是电炉中布置有裂解盘管的部分，在该部分中，只有过程气体被加热到相当大的程度和最高温度水平，而不包括其他气流的预热设备。
[0067]
在根据本发明的方法的实施例中，部分重复刚才的说明，在第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元中的每一个中，以及在第二蒸汽裂解炉单元或多个第二蒸汽裂解炉单元中的每一个中，一个或多个蒸汽裂解炉为至少一个淬火冷却机组或者联接到至少一个淬火冷却机组，所述至少一个淬火冷却机组与至少一个蒸汽发生装置热关联。
[0068]
具体地，在第一蒸汽裂解单元中，第一(燃烧式)蒸汽裂解炉联接到第一淬火冷却机组，而在第二蒸汽裂解单元中，第二(电动式)蒸汽裂解炉联接到第二淬火冷却机组。需要注意的是，如果提到“一个”蒸汽裂解炉，所述蒸汽裂解炉优选地与其他设备一起设置在被称为“蒸汽裂解炉单元”的装置中，则这并不排除可能存在其他的“第一”或“第二”蒸汽裂解炉或单元，而且这些炉或单元可以单独或分组与共同的“第一”或“第二”淬火冷却机组相联接，也可以单独与多个“第一”或“第二”淬火冷却机组相联接。如果在下文中提到的任何装置是单数，唯一的原因是为了简化说明本发明的语言，而不限制其范围。
[0069]
在本发明的方法中，具体地，过程气流平行地通过第一蒸汽裂解炉和第二蒸汽裂解炉，然后通过在一个或多个第一蒸汽裂解炉单元和一个或多个第二蒸汽裂解炉单元中的每一个中与其联接的淬火冷却机组。
[0070]
根据本发明，使用蒸汽发生装置，至少生成处于30巴绝对压力与175巴绝对压力之间的第一压力水平且处于第一温度水平的过热高压蒸汽，并且在高于第一温度水平的温度水平下不生成蒸汽。特别是在普通蒸汽供应和分配系统中，处于第一压力水平的过热高压蒸汽至少部分地以绝热且等焓的方式膨胀至低于第一压力水平的第二压力水平，以使得过热高压蒸汽的温度水平降低至第二温度水平，并且第一温度水平选择为使得在绝热且等焓的膨胀期间在超过20巴的中间压力水平下达到的每一个中间温度水平比在绝热且等焓的膨胀期间处于各自的中间压力水平的蒸汽的露点高5k至120k。
[0071]
根据本发明的实施例，一个或多个第一蒸汽裂解炉单元和一个或多个第二蒸汽裂解炉单元的一个或多个蒸汽裂解炉可以与作为旋转设备的一个或多个压缩机和/或泵同时操作，特别是用于压缩从一个或多个裂解炉中提取的过程气体或“裂解气体”、或者由此产生的气体和/或液体流。根据这样的实施例，旋转设备至少部分地由电能驱动。旋转设备可以具体地形成蒸汽裂解装置的一个或多个分离机组的一部分，所述蒸汽裂解装置具体地与一个或多个第一蒸汽裂解炉单元和一个或多个第二蒸汽裂解炉单元相关联，或者旋转设备可以适于制备一种或多种过程气体流、或者由其形成的一种或多种气流，用于在这样的一个或多个分离机组中进行分离。分离机组可以是文献中通常已知的机组，可以包括从脱甲烷器、脱乙烷器、脱丙烷器、分离器、氢化单元、吸收塔、精馏塔、致冷单元、吸附装置和热交换器中选择的步骤或设备。
[0072]
根据本发明，过热高压蒸汽进行所述绝热且等焓的膨胀时的第一温度水平优选被选择为使得在绝热且等焓的膨胀期间在超过20巴的中间压力水平下达到的每一个中间温度水平比在绝热且等焓的膨胀期间处于各自的中间压力水平的蒸汽的露点高10k至100k，尤其是高20k至80k。
[0073]
换句话说，在任何情况下，根据本发明通过选择第一温度水平，膨胀后的蒸汽都能保持在适度的过热水平，同时在20巴以上的所有中间压力水平的整个膨胀过程中，与沸点曲线保持足够的距离。后者对于从超过40巴的第一压力水平开始膨胀的情况尤为重要，因为在这种情况下可能会达到或至少暂时超过两相区。本发明避免了这种情况。此外，根据本发明，通过限制蒸汽过热减少了非必要的蒸汽发生过程中高温下的热交换负荷，从而增加用于基本过程加热(例如，进料预热)的高温加热资源的可用性。
[0074]
处于第一压力水平和第一温度水平的过热高压蒸汽，优选地不包括由过程水生成的蒸汽，并且优选地仅包括由锅炉给水产生的蒸汽。因此，过热高压蒸汽优选为如上所限定的高纯度蒸汽。过热高压蒸汽优选地不用于形成一种或多种过程气流，即不参与蒸汽裂解反应。
[0075]
换句话说，根据本发明，只产生适度过热的高纯度蒸汽流，并在相应的压力水平(即，第一压力水平)下输出，术语“输出”在这里指从蒸汽发生装置中提取，而不是或不一定指从整个系统中提取。这种蒸汽也可以称为“干”蒸汽，因为这种蒸汽的过热水平的选择主要是为了防止冷凝，而冷凝可能会例如导致蒸汽输送过程中的磨损。对于任何可能应用的低至最小压力(即，第二压力水平)的绝热且等晗的膨胀，在膨胀期间高于20巴的任何中间压力水平下所得到的蒸汽流的露点裕度在之前已经提及的范围内。
[0076]
本发明提出新颖的概念，通过上述措施，特别是下文结合更多实施例的说明，在部分电气化的“混合”蒸汽裂解设备或系统设计的背景下，重新设计燃烧式蒸汽裂解炉。
[0077]
根据本发明的实施例，限制高压蒸汽过热的j9九游会真人的解决方案打破了基于传统燃烧炉和涡轮驱动的大型旋转设备的蒸汽裂解炉设计的现有技术水平。这种技术选择代表了部分电气化蒸汽裂解器设计背景下最有效的j9九游会真人的解决方案，“部分电气化”是指部分裂解炉，而不是全部裂解炉，且根据实施例还包括旋转设备，而本发明的部分蒸汽裂解炉仍然是作为燃烧炉提供的。
[0078]
事实上，目前在炉段中生产高过热的高压蒸汽(炉出口处的露点裕度通常超过150k)的做法，是由于对流段存在大量的热废能，并可将其用于蒸汽轮机中以驱动压缩机和泵或者发电机。此外，从涡轮机抽汽或涡轮机出口获得的减压蒸汽用于提供不同水平的过程热量。因此，在传统结构中，蒸汽产生和使用的灵活性受到限制。
[0079]
具体地，根据本发明使用的一个或多个电裂解炉不设置对流区。如果在此提及“没有对流区”的电裂解炉，则是指没有从烟气流中持续回收大量通常超过500kw的过程热量的区域。换句话说，没有对流区的电裂解炉是一种没有从烟气流二氧化碳排放的裂解炉，所述烟气流被特意冷却以持续回收大量通常超过500kw的过程热量。然而，所述炉系统可以具有用于非过程目的的二氧化碳排放源，例如在气体排空烟囱出口处与安全相关的引燃器。不过，这些排放源提供很少量的通常不可回收的热量。
[0080]
因此，一般来说，在烃裂解操作期间的电炉盘管箱中，优选地将不超过1000kw的热量作为显热，传输至除了通过根据本发明的一个或多个电裂解炉盘管箱或者从根据本发明的一个或多个电裂解炉盘管箱排出的过程气流之外的流。例如，这些其他气流可以是高纯度蒸汽流。换句话说，传输到盘管箱内除过程气体之外的流的所述热量也可以不大于传输到同一盘管箱内的过程气体的热量的5％或不大于3％。至于术语“盘管箱”，参考上面已经给出的解释。
[0081]
在部分电气化系统中，在根据本发明的用于裂解炉的裂解分离机组中，使用电动压缩机驱动器代替汽轮机可减少可用能损失。因此，在移除汽轮机后，分离机组中的高过热的高压蒸汽就不能得到更有效的利用。因此，通过降低过热程度，本发明可以将在炉的淬火段和对流段中回收的大部分热能用于主要过程流或其成分(即，进料烃和/或过程蒸汽)的必要预热。此外，如下文所述，这些热能还可以用于预热使燃料燃烧的燃烧空气。
[0082]
因此，根据本发明的特别优选的实施例，在经过一个或多个第一裂解炉单元和/或一个或多个第二裂解炉单元的一个或多个裂解炉的一个或多个裂解炉盘管箱之前的一个或多个过程流、或者进料烃和/或用于生成所述一个或多个过程流的过程蒸汽、或者燃烧中使用的空气，使用从所述一个或多个盘管箱下游的一种或多种过程流提取的热量，即从其中形成的“过程气体”或“裂解气体”中提取的热量，被至少部分地加热。
[0083]
从所述一个或多个裂解炉盘管箱下游的一种或多种过程流提取的热量，具体地可以至少部分地从一个或多个直接进料-出料的热交换器(即，一个或多个热交换器)中的所述盘管箱下游的一个或多个过程流、或者用于产生一个或多个过程流的进料烃和/或过程蒸汽提取，在所述热交换器中或者在每一个热交换器中，所述一个或多个盘管箱下游的过程流或过程流中的一个在通过所述一个或多个盘管箱之前与一个或多个过程流直接热接触。这里的“直接热接触”应理解为通过一个或多个直接进料-出料热交换器的一个或多个(金属)界面层进行热传递，而不是通过中间热交换流体进行热传递。
[0084]
可选地或者另外，从一个或多个第一和/或第二裂解炉单元的一个或多个裂解炉
的裂解炉盘管箱下游的一个或多个过程流中提取的热量，至少部分地可以使用蒸汽从所述一个或多个盘管箱下游的一个或多个过程流中提取，所述蒸汽随后用于加热一个或多个过程流，然后再通过所述一个或多个盘管箱，或者至少部分地从用于生成一个或多个过程流的进料烃和/或过程蒸汽中提取。
[0085]
在本发明的特别优选的实施例中，至少一部分进料预热(即，加热一个或多个过程流)在通过一个或多个第一和第二裂解炉单元的一个或多个裂解炉的炉盘管箱之前、或者用于产生一个或多个过程流的进料烃和/或过程蒸汽，可以在蒸汽发生装置的多流热交换器中用饱和或适度过热的高压蒸汽进行。
[0086]
在本发明的所有实施例中，给定范围内(即，在第一温度水平下)的适度过热进一步实现了向过程热消耗器提供直接且灵活的热量供应，这是因为在不同温度水平的消耗器的分配可以简单地通过由炉输出的适度过热蒸汽的单相、绝热且等焓的膨胀来完成，而不需要整个蒸汽水平的减压站，特别是涉及用于减温的额外锅炉给水注入，和/或不需要传统结构中的涡轮级。在传统结构中，这些措施是必要的，因为过热蒸汽的蒸汽参数和蒸汽膨胀在很大程度上取决于由此驱动的旋转设备的蒸汽需求。
[0087]
该蒸汽发生装置尤其用于产生饱和蒸汽，并随后用于使饱和蒸汽适度过热。根据本发明，饱和蒸汽的产生可以主要或全部在一个或多个淬火冷却机组中进行，即，在一个或多个第一和第二裂解炉单元的一个或多个裂解炉的裂解炉盘管箱下游布置的一个或多个一级和/或二级淬火交换器中进行。虽然根据本发明的优选实施例提供的适度蒸汽过热可以主要或全部在一个或多个燃烧裂解炉的一个或多个对流段中执行，特别是在位于进料预热管束之间的热交换器管束中执行，但在一个或多个第二(电)裂解炉单元的情况下也可以在一个或多个淬火冷却机组中执行。蒸汽过热在每一种情况下都可以在一个或多个过热步骤中进行，中间可以注入或不注入锅炉给水，特别是在对流区中加热的情况下。一定程度的锅炉给水预热可以在节能装置管束(布置在燃烧炉的对流区中)和/或一个或多个二级或三级淬火交换器(布置在炉单元的淬火冷却机组中)中进行。
[0088]
术语“一级”、“二级”和“三级”用于淬火交换器，主要是指所述淬火交换器在淬火冷却机组中的位置，而在过程任务方面可能没有固定的联系。当前技术水平的液体进料炉可预见到两个淬火交换器，而气体进料炉通常设置有三个淬火交换器。在老式炉设计中，通常会发现只有一个淬火交换器的装置。在标准炉型设计中，一级交换器通常通过蒸发锅炉给水进行冷却。二级淬火交换器可以(部分地)蒸发锅炉给水或预热锅炉给水。三级淬火交换器通常会预热锅炉给水。值得注意的例外情况是淬火交换器用于预热进料。
[0089]
根据本发明，至少对于一个或多个电炉来说，淬火冷却机组优选地包括至少两个不同的冷却步骤，其中在第一个冷却步骤中，从电裂解炉中提取的过程气流的至少一部分在30巴与175巴之间(特别是在60巴与140巴之间，更特别的是在80巴与125巴之间)的绝对压力水平下通过蒸发锅炉给水被冷却，并且在第二个冷却步骤中，从电裂解炉中提取的过程气流的至少一部分相对于用于形成过程气流的进料烃和过程蒸汽的过热混合物被冷却，所述混合物被加热到350℃与750℃之间、特别地在400℃与720℃之间、更特别地在450℃与700℃之间的温度水平，即，裂解炉的典型入口温度水平。
[0090]
本发明与所有已知的燃烧炉集成系统的不同之处在于，至少就电炉而言，由于没有对流区，本发明既不针对烟气进行进料预热，也不针对烟气进行蒸汽过热。与之前提出的
电炉集成概念不同，本发明明确将蒸汽用作主要的能量载体，更具体地作为热载体，用于处理不同温度水平的热消耗器。蒸汽的产生和输出条件是专门设计的，以满足蒸汽裂解设备和相邻的化工综合装置内部的热量分配的预期目的。
[0091]
此外，根据本发明的实施例中所使用的拓扑结构，仅使用饱和和/或中度过热的高压蒸汽及其产生的冷凝水，将进料烃、过程蒸汽和锅炉给水预热至大约300℃的温度水平，所述拓扑结构代表了一种在电炉中完成这些工艺任务的创造性方案，在电炉中没有额外的烟气废热，这与燃烧炉不同。这些方案的优点是使用电炉直接提供的热介质，从而减少管道需求，并且通过保持热交换器中较小的温差以及优选地对形成的冷凝物进行过冷处理以最大限度地回收热量，最大限度地减少了可用能损失。
[0092]
在动态行为方面，蒸汽系统可以平衡和缓冲氢气或其他燃料气体的消耗量变化(详见下文)，这有利于将此类蒸汽裂解设备集成到优选由可再生电力供应的工业综合系统中。
[0093]
根据本发明的相应实施例，通过限制仅用于过程热的蒸汽用量并相应地设置蒸汽参数，蒸汽系统可以灵活地操作(与压力和温度相关)，并且可以进一步用作临时能量缓冲器，例如通过在操作期间改变蒸汽过热水平和/或压力水平。由于汽轮机对蒸汽条件变化的耐受性比基于蒸汽的热交换器差，因此产生的蒸汽不用于汽轮机中的发电，这就为蒸汽系统的运行提供了便利。
[0094]
在不同的实施例中，输入电炉的电能的变化可以以不同的方式实现，例如通过修改特定热交换器的受控出口温度的设定点。在一个实施例中，这种变化可以通过降低供应蒸汽的热交换器的出口温度来实现，为了维持炉的相同化学生产负荷，这将导致增加其他热交换器和/或盘管加热的总电能输入。在采用电蒸汽过热的实施例中，可以通过改变负荷直接实现这种变化。
[0095]
因此，根据本发明，优选地，由一个或多个蒸汽发生装置产生的蒸汽不用于传输大于1mw的轴功率的汽轮机驱动器中，并且优选地不用于汽轮机或上述限定的其他旋转设备。换句话说，根据本发明，不使用从一个或多个蒸汽发生装置供应蒸汽的汽轮机，并且至少不使用输送超过1mw的轴功率的汽轮机。
[0096]
根据本发明，作为淬火冷却机组，优选使用包括一级淬火交换器和二级淬火交换器的淬火冷却机组，一级淬火交换器用于执行第一冷却步骤的至少一部分，二级淬火交换器用于执行第二冷却步骤的至少一部分，反之亦然。下面结合附图对本发明相应的实施例作进一步详细说明。
[0097]
根据本发明，在蒸汽发生装置中可以使用多流热交换器，在所述多流换热器中将从一个或多个电裂解炉的一个或多个盘管箱中提取的过程气流传输的热量传输给锅炉给水流和/或用于形成过热高压蒸汽和/或电蒸汽过热器的蒸汽流。此外，用于形成进料烃和过程蒸汽的过热混合物的进料烃的至少一部分，即随后要裂解的过程流，可以使用从所述一个或多个盘管箱中提取的过程气流的至少一部分在多流热交换器中进行预热，所述多流热交换器随后称为进料-出料交换器。
[0098]
如果从炉系统输出的蒸汽流仅用于向消耗器供应过程热量，则根据本发明提供的蒸汽过热水平是非常合适的。仅通过等焓膨胀就可以在不发生相变的情况下降低散热器(即，热量“消耗器”)所需的压力和温度水平。因此，根据本发明，优选地，由一个或多个蒸汽
发生装置产生的蒸汽不用于传输大于1mw的轴功率的汽轮机驱动器中，并且优选地不用于汽轮机驱动器或其他旋转设备中。具体地，根据本发明，可以对使用来自燃烧炉和电炉的热量产生的适度过热的高压蒸汽进行普通的蒸汽膨胀。然而，相应的蒸汽流也可以替代地在单独的单元中膨胀。
[0099]
具体地，根据本发明提供的对用于使一个或多个燃烧裂解炉燃烧的燃烧空气进行预热，可降低燃料气体消耗量并减少烟气排放。这被认为比使用未进行空气预热的炉产生的传统过热蒸汽更有效，因此根据本发明的实施例可以使用任何合适的方法，使燃烧空气温度水平高于100℃，优选高于150℃，更优选高于200℃，最优选高于300℃，例如高达1000℃。这种燃烧空气预热在依赖蒸汽生产所需的大量烟气流热量的传统装置中可能不太有利。
[0100]
在一种实施例中，燃烧空气在烟气路径外部被预热，也称为“外部”燃烧空气预热。在该实施例中，燃烧空气预热优选地通过使用在一个或多个淬火冷却机组中产生的饱和蒸汽来进行，因此也可以使用形成蒸汽发生装置的一部分的一个或多个多流热交换器中产生的饱和蒸汽。可选地，在燃烧空气预热中可以单独使用中度过热蒸汽，或者除了饱和蒸汽之外还使用中度过热蒸汽。此外，外部蒸汽也可用于燃烧空气预热过程的至少一部分，例如，所述外部蒸汽从设备的中央蒸汽联箱中的一个获得。空气预热部分的至少一部分可以被总气流的至少一部分绕过，以便在运行过程中能够改变所产生的燃烧空气的预热温度。
[0101]
在不同的实施例中，燃烧空气在烟气路径中被预热，也称为“内部”燃烧空气预热。在该实施例中，燃烧空气预热系统可以包括一个或多个多流热交换器，其中烟气作为热介质，并且燃烧空气作为冷介质。在多步骤燃烧空气预热的情况下，还可以在两个燃烧空气预热步骤之间回收烟气中的热量以用于其他工艺目的。与在烟气路径外的(外部)燃烧空气预热一样，燃烧空气预热部分的至少一部分可以被总气流的至少一部分绕过，以便在运行过程中能够改变所产生的燃烧空气的预热温度。
[0102]
对于内部和/或外部燃烧空气预热，可以设置通常位于燃烧空气预热部分上游的燃烧空气压缩装置，所述燃烧空气压缩装置补偿燃烧空气预热交换器的压降。辐射段或盘管箱的燃烧侧的压力优选地一般位于略低于大气压的范围内，如在没有空气预热的传统裂解炉中一样。因此，优选地可以在对流段出口的下游增设烟气鼓风机/压缩装置。
[0103]
根据本发明提供的装置或系统可以优选地以能量灵活的方式操作，即可以在不同的总燃料气消耗率或不同的总电力消耗率下提供给定的炉化学生产负荷，特别地还涉及使用不同量的气体以一种或多种过程流的形式进行蒸汽裂解。通过改变第一温度水平和/或蒸汽输出量，即，产生的过热高压蒸汽量，可以通过以蒸汽形式变化的能量输出来平衡化学能输入或电能输入的相应差异。换言之，根据本发明的实施例，蒸汽裂解装置或系统在不同的操作模式下操作，在燃烧炉的情况下使用不同的总燃料气体消耗率，或者在电炉的情况下使用不同的电量，特别地还可以以一种或多种过程流的形式提供不同的气体量。
[0104]
根据本发明的方法还可以包括富氢燃料气体至少暂时地被从电解单元、氨分解单元和/或氢储存单元释放，其中每个单元都可以是根据本发明的系统或装置的一部分，以将至少暂时所需的额外燃料气体供应给第一蒸汽裂解炉单元或多个第一蒸汽裂解炉单元中的至少一个，和/或供应给其他氢消耗装置。
[0105]
特别地，与在第一蒸汽裂解炉单元或在多个第一蒸汽裂解炉单元中的至少一个、
和/或在其他氢消耗装置中的总氢消耗量相比，当由可作为根据本发明的系统或装置的一部分的氢分离单元生成至少暂时过剩的富氢燃料气体时，所述过剩的富氢燃料气体被至少暂时地供给至可作为根据本发明的系统或装置的一部分的燃料电池单元和/或氢储存单元。
[0106]
如前所述，根据本发明使用了两种不同的一级能源(电力或燃料气体)，其中一种(燃料气体)比另一种(电力)更容易储存。根据本发明，与第二种操作模式相比，第一种(燃烧式)蒸汽裂解炉可在第一种操作模式下可以以较高的能量输入运行，而第二种(电)蒸汽裂解炉在第一种操作模式下可以以比第二种操作模式更低的能量输入运行。这允许改变能量来源，特别是可以使操作适应变化的供应条件，例如可用电力和燃料气体的数量和/或各自的成本。
[0107]
根据本发明的另外的实施例，用于使一个或多个燃烧裂解炉燃烧的燃料气体可以被加热至在炉操作期间变化的温度水平。
[0108]
用于使一个或多个燃烧裂解炉燃烧的燃料气体的氢含量优选地在0wt.-％与100wt.-％之间，更优选在20wt.-％与100wt.-％之间，最优选在50wt.-％与100wt.-％之间。在本实施例中，在氢含量较高的情况下，用于使一个或多个燃烧裂解炉燃烧的燃料气体还可以至少部分地使用在电解或氨分解单元中产生的氢来提供，该电解或氨分解单元的操作也可以是根据本发明提供的方法的一部分。
[0109]
根据本发明，与传统的燃烧炉相比，来自所使用的一个或多个燃烧炉单元的温室气体排放量可以减少20％至100％，优选地减少30％至100％，更优选地减少50％至100％。这里所说的传统燃烧炉在没有燃烧空气预热的情况下运行，并使用来自裂解器的冷段的尾气和输入的天然气的传统燃料混合物。
[0110]
关于根据本发明提供的蒸汽裂解系统及其优选实施例的进一步细节，请参考上文关于本发明方法及其优选实施例的说明。有利地，所提出的装置适于执行之前更详细说明的实施例中的至少一个中的方法。
[0111]
在参考附图对本发明的实施例进行更具体的描述之前，将再次提及本发明和一些实施例的一些细节和概念。
[0112]
虽然在不进行机械能回收的情况下，使输出的蒸汽膨胀可能会适得其反或效率低下，但必须考虑到与传统的燃烧炉相比，本发明所请求保护的炉的一级能量供应量大大减少，并且优选地以优选来自可再生来源的富含氢的馏分或电力的有价值形式来提供。从这个意义上说，本发明为重新安排燃烧炉的能量平衡(减少蒸汽生成并增加进料预热)和包括电炉提供另一条途径。本发明还超越了已知的概念，严格针对炉段中的最低一级能源消耗量，并使炉的设计/操作适应高度电气化的分离机组拓扑结构。
[0113]
事实上，提高此类炉中的蒸汽过热水平将导致总体一级能量需求增加，而这无法通过下游涡轮机中回收机械能或电力来完全补偿。考虑到非理想的过程性能，因此从系统角度(在很大程度上)和从过程/能量角度(在较小程度上)来看，使过程热量消耗装置所需的适度过热蒸汽进行绝热且等晗的膨胀更为有效。对于在燃料气体供应中带有额外损耗发生器的设备，例如，炉中燃烧的氢气至少部分地由电解单元和/或氨分解单元提供，这一点就更加适用。
[0114]
通过限制用于过程热的蒸汽用量并相应地设置蒸汽参数，蒸汽系统可以灵活地操
作，并且可以进一步用作临时能量缓冲器，例如通过在操作期间改变蒸汽过热水平和/或压力水平。由于蒸汽轮机对蒸汽条件变化的耐受性比基于蒸汽的热交换器差，因此产生的蒸汽不用于汽轮机中的发电，这就为蒸汽系统的运行提供了便利。
[0115]
在设备运行过程中，本发明可以例如改变空气预热温度，例如通过在一个或多个预热交换器周围绕过一部分燃烧空气来改变。这将影响燃料气体的消耗量和蒸汽产量，并可以用于调整设备的临时能量管理。如果炉使用的燃料气体部分来自电解器单元(或氨分解单元)，或者炉与混合设备结构中的电炉相结合，那么这一点就非常重要。还可以通过改变两个过热段之间可选的锅炉给水喷射量来调整蒸汽生产和过热。
[0116]
一般来说，根据本发明，可以通过许多不同的方式来实现蒸汽产量的变化，例如通过改变流特性(温度、压力、流量)的设定点、通过(部分)打开/关闭旁路管线、以及通过改变设备特定的工艺参数(热负荷、工作压力)或者工艺参数的其他变化来实现。
[0117]
此外，在根据本发明的实施例中，炉系统外部的蒸汽联箱系统中的压力水平在操作期间可以变化，以在总蒸汽量方面产生额外的缓冲容量。事实上，总储热容量由蒸汽裂解器中的蒸汽存量和相应热容量的总和得出，即，包括在不同压力水平下的炉和蒸汽消耗装置之间的所有蒸汽集联箱管线。
[0118]
综上所述，本发明提出了新颖的概念，确保在部分电气化的“混合”蒸汽裂解装置设计中，蒸汽裂解炉能够满足上述所有职责或要求。
[0119]
根据本发明的实施例所提供的限制过热高压蒸汽的过热的j9九游会真人的解决方案，尤其打破了目前蒸汽裂解装置设计中的现有技术水平，该设计完全基于燃烧炉和涡轮机驱动的大型旋转机械。在“混合”设计中，这种技术选择是一种非常有效的j9九游会真人的解决方案。
[0120]
事实上，目前在炉段中生产高过热的高压蒸汽的做法(炉出口处的露点裕度通常高于150k)是由于炉的对流段中存在大量热废能，并可用于汽轮机以驱动压缩机和泵。此外，从涡轮机抽汽或涡轮机出口提取的减压蒸汽还用于提供不同水平的过程热量。
[0121]
在电气化裂解装置的分离机组中，使用电动压缩机驱动器代替汽轮机可以减少蒸汽裂解设备中的可用能损失。此外，分离机组中的高过热的高压蒸汽也没有得到更有效的利用。因此，通过降低过热水平，本发明可将淬火段回收的热能中的大部分用于进料烃/过程蒸汽的混合物的必要预热，预热可直接在进料-出料热交换器中进行，也可间接通过产生过热高压蒸汽并将该蒸汽用于进料预热步骤。
[0122]
通过最大限度地利用淬火热量进行进料预热，减少了电炉的电能输入总量，从而降低电炉的运行成本，有利于电炉集成到电网中，并减少炉段中的整体可用能损失。类似地，在根据本发明的燃烧炉中，对流段中的淬火热量和烟气热量的使用也可以最大限度地用于进料预热，此外还可以用于燃烧空气的预热，从而降低燃烧炉的总燃料气体消耗。
[0123]
在所示的实施例中，将一级淬火交换器用于蒸汽生产的变型具有裂解气冷却和反应淬火速度最快(沸水的传热系数高)的优点，而将一级淬火交换器设计为进料-出料交换器的变型例则具有输入电能最少的优点。
[0124]
根据本发明的实施例，在给定范围内的适度过热可以进一步向过程热消耗器提供直接且灵活的热量，这是因为只需通过对炉输出的适度过热蒸汽进行单相、绝热且等晗的膨胀，就可以将热量分配给不同温度水平的消耗器，而无需为整个蒸汽水平设置减压站，也无需为减温和/或涡轮级注入额外的锅炉给水。
[0125]
在动态行为方面，通过蒸汽系统平衡和缓冲电力输入变化的可能性有助于将此类炉系统集成到优选由可再生电力供应的工业综合系统中。
[0126]
下文列出了本发明的其他特征和实施例。所有这些特征和实施例都可以不受限制地与上下文中描述的特征和实施例相结合，只要在权利要求书的范围内且在技术上可行或合理，则不受限制。
[0127]
本发明优选地与分离机组相结合，在分离机组中，所有功率负荷超过1mw的气体压缩机或泵都由电动机驱动。
[0128]
输出的过热高压蒸汽最有利地通过绝热且等焓的膨胀元件分配至不同的蒸汽压力水平。单个热量消耗器(例如，具有关键的结垢服务)还可以包括额外的减温步骤，所述减温步骤可以通过直接注水或使用饱和锅筒来执行。
[0129]
蒸汽裂解装置可以包括用于从电能产生蒸汽的其他单元，例如，电热泵系统和电锅炉。
[0130]
输出的过热蒸汽可以膨胀至低于20巴绝对压力的压力蒸汽水平，例如，用于供应给中压和低压的蒸汽消耗装置。选择20巴绝对压力作为中间压力水平下的露点裕度特征的下限，是为了便于限定初始蒸汽过热的曲线包络线，使得在20巴以上的所有中间压力水平或第二压力水平下，都能给出所提及的到沸点曲线的距离。在不限制本发明保护范围的情况下，当膨胀到低于20巴绝对压力的压力时，露点裕度可能会出现更高的值。
[0131]
除了通过储氢容器和/或蒸汽过热/压力的变化的固有能量存储可能性之外，本发明还可以进一步与其他专用能量存储系统(例如，潜热存储系统或类似系统)相结合。
[0132]
本发明优选地与包括氢分离单元的分离机组相结合，在所述分离机组中，进料中的全部或大部分氢气(通常为70％、75％或80％至100％)以主要由氢气组成的过程流的形式被回收，并用于炉的燃烧和/或供应其他处理单元，例如氢化单元。
[0133]
根据本发明的炉系统优选地用于蒸汽裂解设备或系统中，其中包括电解器单元，所述电解器单元通过电力输入产生氢，优选地通过再生方式产生氢。可选地或者另外，所述设备或系统可以具有氨分解单元，所述氨分解单元由输入的氨产生氢(后者优选地在不同位置使用可再生电力产生)。
[0134]
本发明还包括具有进料-出料一级淬火交换器和适度蒸汽过热的实施例。
附图说明
[0135]
下面结合附图对本发明及其实施例作进一步说明，在附图中：
[0136]
图1示出不构成本发明的一部分的实施方式；
[0137]
图2以示意图示出根据本发明的实施例的整体系统或设备结构；
[0138]
图3示出根据本发明的混合概念中的燃烧式蒸汽裂解炉单元和电蒸汽裂解炉单元之间的连接；
[0139]
图4至图8示出如图3所示的本发明混合概念中可用的燃烧式蒸汽裂解炉单元；
[0140]
图9至图16示出如图3所示的本发明混合概念中可用的燃烧式蒸汽裂解炉单元；
[0141]
图17至图19示出本发明实施例的优点；以及
[0142]
图20示出如图3所示的本发明混合概念中可用的另一种燃烧式蒸汽裂解炉单元。
具体实施方式
[0143]
图1已在开始进行了说明。
[0144]
图2以系统100的示意图示出根据本发明的一个实施例的整体系统或设备结构。
[0145]
在系统100中设置第一或燃烧式蒸汽裂解炉单元(在此标为1000)和第二或电蒸汽裂解炉单元(在此标为2000)。炉单元1000和2000的实施例在下文图4至图16中示出，并表示为1100至1500和2100至2800。
[0146]
在图2中，双线箭头表示烃进料、过程气体或裂解气流以及由其形成的流，例如烃馏分。虚线箭头表示燃气、空气、烟气和排放气流。细点箭头表示过程蒸汽流，而粗点箭头表示过热蒸汽流。冷凝流用实线箭头表示。
[0147]
烃进料3001在预处理及预热单元3100中被预处理和预热，下面提到的其他流也被提供至该预处理及预热单元3100。将预处理的进料流3002和3003从预处理及预热单元3100供应到燃烧式蒸汽裂解炉单元1000和电蒸汽裂解炉单元2000。裂解气体流可以相结合形成流3004，流3004被传送至裂解气冷却及过程蒸汽发生单元3200，从单元3200中分离出来的过程水所产生的过程蒸汽流(未单独标记)可以被通入燃烧式蒸汽裂解炉单元1000和电蒸汽裂解炉单元2000。
[0148]
在压缩单元3300(也可以作为酸性气体去除单元)中进行压缩后，可以在相应的单元3500中进行预冷却、干燥和原料气体氢化，并向单元3500提供氢气流4004。之后，过程气体进一步通入脱乙烷单元3600，形成相应的馏分，这些馏分可以通入脱甲烷单元3700和相应的分离单元3800，一方面形成乙烯产物3006和乙烷再循环流3007，另一方面进入脱丁烷步骤3900，从而形成汽油产物流3008和另外的再循环流3009。
[0149]
图2所示的分离顺序仅表示多种可能选项中的一种，具体取决于进料类型和优选的产品范围。本发明并不局限于图2所示的分离顺序，而是涵盖蒸汽裂解设备中所有公知的分离顺序。例如，这些应包括具有单独的c2、c3和/或c4氢化单元而不具有原料气体氢化单元的气体进料裂解器的分离顺序、具有不同处理单元的分离机组(前端脱甲烷器或前端脱丙烷器)的顺序、或者分离机组用于较重的气体和液体进料，通常包括处理较重烃类产品的附加处理单元。
[0150]
燃料气体系统4100与第一(燃烧式)裂解炉单元1000相关联，并向第一(燃烧式)裂解炉单元1000提供燃料气流4001，后者还被供应有空气流4002。烟气流4003可以在排放到大气之前进行排放或烟气处理。在所示的实施例中，氢气流4004可以由氨分解单元4300和/或电解器单元4400提供，氨和水分别被供应到氨分解单元4300和/或电解器单元4400，并且可以从电解器单元4400提取排放流。氢气流4004也可以供应至使用空气或纯氧操作的燃料电池单元4500。从燃料电池单元4500中提取烟气流。还可以提供燃料气体或氢存储单元4600。在氢分离单元4700中，对来自脱甲烷单元3700的轻质气体混合物进行处理，从而提供氢气流4004和剩余的甲烷馏分4008。
[0151]
提供蒸汽及锅炉给水单元5000，该单元被供应有来自炉单元1000和2000的蒸汽5001、来自内部过程热量消耗装置的冷凝物5002、以及锅炉给水5003。可以从蒸汽及锅炉给水单元5000中提取冷凝物流5004，并且将冷凝物流5004传送至未示出的处理单元。锅炉给水5005可以供应至炉单元1000和2000。用于内部过程热量消耗装置的蒸汽以蒸汽流5006的形式供应。单元5000可以与外部单元交换冷凝物流5007和蒸汽流5008。
[0152]
图3以高度简化的视图示出根据本发明的混合概念中的燃烧式蒸汽裂解炉单元1000和电蒸汽裂解炉单元2000之间的连接，以便示出在随后的附图中进一步示出的蒸汽裂解单元的连接可能性。
[0153]
如前所述，提供第一或燃烧式蒸汽裂解炉单元(此处标为1000)和第二或电蒸汽裂解炉单元(此处标为2000)。实施例如下图4至图16所示。
[0154]
在一种(常见的)蒸汽利用装置(以下用50表示，仅供参考，并且在下文中更详细地进一步说明)中，(适度)过热的高压蒸汽su可以用于加热，但优选地基本上不用于驱动旋转设备。在此，过热的高压蒸汽su具体地使用膨胀单元而绝热且等焓的膨胀，形成可以供应至热量消耗装置的高压蒸汽hp、中压蒸汽mp和低压蒸汽lp。
[0155]
在图4中示出根据本发明的一个实施例的混合概念中可用的燃烧式蒸汽裂解炉单元1100，如图3中所示的单元1000，因此适合用于实施根据本发明实施例的蒸汽裂解方法，并且可选地为根据本发明的系统100的一部分。在随后的示出蒸汽裂解炉单元的附图中，所述方法的方法步骤可以通过使用相应的处理单元或装置来实现，因此与方法步骤有关的说明也同样与这些处理单元和装置有关，反之亦然。为了简洁起见，省略了重复的解释，并且为了清楚起见，使用了混合语言来描述本发明实施例中的单元或系统以及方法。如果部件以单数形式描述，并不排除这些部件以多个形式提供。蒸汽裂解炉单元1100，例如下面所示的其他蒸汽裂解炉单元，可以是如前所示根据本发明实施例的系统100的一部分，系统100可以包括多个其他部件，并且所述系统可能的系统边界仅在图4和图9中非常示意性地示出。
[0156]
在图4至图16以及图20中，粗实线箭头表示烃进料、过程蒸汽、过程气体或裂解气流以及由此形成的流，例如烃馏分。细实线箭头表示燃料气体、空气、烟气和排放流。细点箭头表示液态锅炉给水流，虚线箭头表示饱和的高纯度蒸汽流，点划线箭头表示过热的高纯度蒸汽流。冷凝物流用双虚线箭头表示。
[0157]
蒸汽炉单元1100包括使用燃烧式蒸汽裂解炉110，所述燃烧式蒸汽裂解炉由燃烧辐射区11和对流区12形成或者包括燃烧辐射区11和对流区12，如前所述。在对流区12中，进料预热器121、节能器122、第一高温盘管123、第一蒸汽过热器124、可选的第二蒸汽过热器125和第二高温盘管126在所示的实施例中布置在烟气通道或管道中。具体地，如果不进行锅炉给水喷射(见下文)，则可以省略第二蒸汽过热器。烟气流fl从辐射区11穿过对流区12，在本实施例中以约89℃的温度水平离开对流区12。辐射区11使用燃料气流fu和燃烧空气ca进行燃烧，在所示的示例中，燃料气流fu和燃烧空气ca被预热到约300℃的温度水平。
[0158]
一级淬火交换器21、二级淬火交换器22和三级淬火交换器23布置在过程气体路径中，形成蒸汽裂解炉单元1100的淬火冷却机组20。
[0159]
设置蒸汽发生装置30，所述蒸汽发生装置包括蒸汽锅筒31和用于产生蒸汽的其他部件。一般情况下，如果在整个说明中提到部件属于一个装置或一组主要具有某种功能的部件，这并不排除该部件不属于具有额外或不同功能的不同装置或不同组的部件，这对于包括相互连接的部件的设备来说是很典型的。例如，一级淬火交换器21、二级淬火交换器22和三级淬火交换器23在这里被描述为淬火冷却机组20的一部分，但也可以集成到蒸汽发生装置30中。
[0160]
燃烧空气预热单元40也是蒸汽裂解炉单元1100的一部分，燃烧空气预热单元40布
置在烟气管道的外部，因此在图4所示的实施例中在对流段12的外部。
[0161]
在相应系统100中使用蒸汽裂解炉单元1100的方法中，过程蒸汽ps和进料烃hc被供应至蒸汽裂解炉单元1100。进料烃hc在进料预热器121中被加热，然后与过程蒸汽ps结合，形成过程流pr，所述过程流在高温盘管123和126中被进一步加热，之后被供应至燃烧辐射区11。过程气流现在也被称为裂解气体或过程气体，为清晰起见用pe表示，所述过程气流被从辐射区11取出，并大致如前所述在一级淬火交换器21、二级淬火交换器22和三级淬火交换器23中进行淬火冷却。
[0162]
此后，如仅在图4和图9中显示，过程流pe可以进行任何类型的处理，根据本发明的一个实施例，所述处理包括在压缩机60中进行压缩，特别是由电动机m驱动的过程气体压缩机。至于更详细的内容请参考上文的说明。具体地，提供一种分离机组，其中全部或基本上全部的压缩机都由电力驱动。
[0163]
锅炉给水bf(也用虚线箭头表示)在三级淬火交换器23和节能器122中被加热，然后被供应到蒸汽锅筒31，通过二级和一级淬火交换器22、21由所述蒸汽锅筒形成锅炉给水bf回路。从蒸汽锅筒31提取的饱和蒸汽ss(如虚线箭头所示)在蒸汽过热器124、125中部分过度加热，形成如虚线箭头所示的(适度)过热的高压蒸汽su，并且部分地供应给燃烧空气预热单元40。过热的高压蒸汽su的参数在前面已经有大量描述。在所示的实施例中，过热的高压蒸汽su的温度可以约为380℃，绝对压力约为117巴。在蒸汽过热器124、125之间，可以再加入另外的锅炉给水bf，如上所述即通常所说的锅炉给水喷射，锅炉给水bf优选地不被预热，主要用于基本上控制对流区12内的热量平衡，例如用于适应不同的工作点。如果不提供锅炉给水喷射，则如上所述，蒸汽过热器125也可以省略。
[0164]
待预热的燃烧空气ca和可选的外部蒸汽ex也被供应至燃烧空气预热单元40。从燃烧空气预热单元40中提取冷凝物流co，所述冷凝物流可以用作之前广泛说明的锅炉给水bf的一部分。
[0165]
在仅出于参考目的而标记为50的蒸汽利用装置中，特别是与其他蒸汽裂解炉单元(例如，电加热蒸汽裂解炉的蒸汽裂解炉单元)相联接的蒸汽利用装置，过热的高压蒸汽su用于加热目的，但优选基本上不用于驱动旋转设备。这里，过热的高压蒸汽su使用膨胀单元51、52、53进行绝热且等焓的膨胀，形成高压蒸汽hp、中压蒸汽mp和低压蒸汽lp，供应至热量消耗器54、55、56。从所有炉输出的蒸汽(高压或超高压的蒸汽)都可以收集到相应的蒸汽联箱中，即大容量的管道系统，该系统将蒸汽分配到整个设备的不同消耗器。与低压蒸汽联箱的供应连接就从这个最高压力的联箱开始。在传统设备中，这种蒸汽联箱在大约恒定的压力下运行以用于涡轮机的运行，略低于炉出口的蒸汽出口压力。根据本发明的实施例，最高压力蒸汽联箱的压力水平可以变化得更大，以实现有利的缓冲效果。
[0166]
综上所述，在图4所示的蒸汽裂解炉单元1100中，燃烧空气ca在烟气路径外部进行预热(“外部空气预热”)。饱和蒸汽ss的生产完全在具有一级和二级淬火交换器21、22的淬火冷却机组20中进行，而适度的蒸汽过热则在高温盘管123和126之间的对流段12中进行。蒸汽过热可以在一个或多个过热步骤中完成，中间可以注入或不注入锅炉给水。如图所示，一定程度的锅炉给水预热可以在节能器122和/或三级淬火交换器23中进行。
[0167]
燃烧空气预热优选地通过在一个或多个多流热交换器中使用淬火段20中产生的饱和蒸汽ss来完成。可选地，在空气预热段(图4中未示出)中，可以单独使用适度过热的蒸
汽，或者适度过热的蒸汽与饱和蒸汽一起使用。此外，例如从设备的中央蒸汽联箱中的一个提取的外部蒸汽ex也可以用于燃烧空气预热过程的至少一部分。燃烧空气预热单元40的至少一部分可以被总气流的至少一部分绕过，以便能够在运行期间改变所产生的空气预热温度。
[0168]
此外，图中未示出的空气压缩装置通常位于燃烧空气预热单元40的上游，用于补偿燃烧空气预热交换器的压降。辐射段的燃烧侧的优选压力和进一步的细节已在前面提到过。
[0169]
在图5中，示出根据本发明的一个实施例的另外的蒸汽裂解炉单元1200。一般而言，与图4的蒸汽裂解炉单元1100相关的说明同样适用于图5的蒸汽裂解炉单元1200，下文将仅说明不同之处。
[0170]
在图5所示的蒸汽裂解炉单元1200中，燃烧空气预热单元40集成到烟气通道或管道中，并且不像图4所示的蒸汽裂解炉单元1100那样供应饱和蒸汽ss。在对流段12中省略节能器122，因此在这种节能器中，锅炉给水bf在对流段12中不被加热。淬火冷却段现在仅由两个交换器21和23组成，淬火交换器22也被省略。锅炉给水bf在二级淬火交换器23中预热，蒸汽锅筒31与一级淬火交换器21连接。
[0171]
从第一蒸汽过热器124和第一高温盘管123之间的位置以及从进料预热器121下游的位置，至少部分烟气fg(在图5中用fg1和fg2标/示)被通入燃烧空气预热单元40的多个阶段。然后，来自燃烧空气预热单元40的高温级的烟气回流fg1r被传送至第一高温盘管123。在燃烧空气预热单元40的低温阶段中用于加热目的之后，烟气在该示例中以约70℃的温度离开燃烧空气预热单元40。燃烧空气ca，但优选没有外部蒸汽ex，被供应到燃烧空气预热单元40，因此优选没有形成冷凝物流co。在所示的示例中，预热的燃烧空气ca以约280℃的温度水平供应至辐射区域11。
[0172]
需要指出的是，在不限制本发明的保护范围的情况下，还可以预见燃烧空气预热单元40的多个步骤与对流区12的多个热交换器束的其他结构和组合。例如，燃烧空气预热单元40的高温阶段可以插入对流区12的交换器束之间的不同点，可以比图5中所示的更上游或更下游。
[0173]
综上所述，在图5所示的蒸汽裂解炉单元1200中，燃烧空气ca在烟气fg路径内进行预热(“内部空气预热”)。这种空气预热系统可以由一个或多个多流热交换器组成，烟气fg作为热介质，燃烧空气ca作为冷介质。在多步骤空气预热的情况下，还可以在两个燃烧空气ca预热步骤之间回收烟气fg中的热量以用于其他处理目的。对于图4所示的与蒸汽裂解炉单元1100有关的外部燃烧空气ca的预热，燃烧空气ca的预热段的至少一部分可以被总气流的至少一部分绕过，以便能够在运行期间改变所产生的空气预热温度。
[0174]
在图5所示的蒸汽裂解炉单元1200中，水沸腾在单个一级淬火交换器21中进行，但也可以采用一级和二级淬火交换器21、22的组合(如图4所示)。此外，本实施例在对流段12中没有锅炉给水bf的预热步骤，因此如前所述可优先将烟气fg热量用于燃烧空气的预热。
[0175]
在图6中，示出根据本发明的一个实施例的另外的蒸汽裂解炉单元1300。一般来说，与图4所示的蒸汽裂解炉单元1100有关的说明同样适用于图6所示的蒸汽裂解炉单元1300，下文将仅说明差异。图6中的蒸汽裂解炉单元1300被认为是更典型的液体进料裂解炉，而图2和图3中的蒸汽裂解炉单元1100和1200分别示出气体进料裂解炉的典型设计特
征。
[0176]
与图4所示的蒸汽裂解炉单元1100相比，图6所示的蒸汽裂解炉单元1300中省略了三级淬火交换器23。供给至蒸汽锅筒31的锅炉给水bf在节能器122中预热后，在二级淬火交换器22中被预热。蒸汽锅筒31与一级淬火交换器21连接。
[0177]
由于液体进料炉需要较高的预热负荷(进料蒸发的额外潜热)，因此蒸汽裂解炉单元1300还包括另外的过程蒸汽过热器束127，其中过程蒸汽在与烃进料流混合之前会对烟气进行过热。
[0178]
在图7中，示出根据本发明的一个实施例的另外的蒸汽裂解炉单元1400。一般来说，基于图4的蒸汽裂解炉单元1100的相关说明，与图5的蒸汽裂解炉单元1200和图6的蒸汽裂解炉单元1300相关的说明同样适用于图7的蒸汽裂解炉单元1400，下文将仅说明不同之处。图7所示的蒸汽裂解炉单元1400特别地结合了图5的蒸汽裂解炉单元1200和图6的蒸汽裂解炉单元1300的特征。
[0179]
与图5的蒸汽裂解炉单元1200相似，在图7所示的蒸汽裂解炉单元1400中，燃烧空气预热单元40集成到烟气通道或管道中，并且像图4所示的蒸汽裂解炉单元1100那样也不供应饱和蒸汽ss。在对流段12中省略节能器122，因此锅炉给水bf在对流段12中不被加热。
[0180]
如图6所示的蒸汽裂解炉单元1300，图7所示的蒸汽裂解炉单元1400中省略了三级淬火交换器23，特别是与图4所示的蒸汽裂解炉单元1100相比。因此，供应至蒸汽锅筒31的锅炉给水bf并未在节能器中进行预热，而是仅在二级淬火交换器22中进行预热。蒸汽锅筒31与一级淬火交换器21相连。
[0181]
仅从进料预热器121下游的位置，特别是与图5所示的蒸汽裂解炉单元1200相比，烟气fg被通入燃烧空气预热单元40。烟气fg在用于的加热目的之后，烟气fg在该示例中以大约90℃的温度离开燃烧空气预热单元40。
[0182]
图6和图7所示的蒸汽裂解炉单元1300和1400具体地可以采用液体原料操作。在这种情况下以及在图6和图7所示的蒸汽裂解炉单元1300和1400中，通常省略三级淬火交换器23，从而提高炉出口处的裂解气温度。这有利于在进一步冷却裂解气体时避免重质冷凝物的冷凝。因此，在液体进料裂解器中，一级淬火交换器21下游的裂解气体冷却通常通过注入热解油/汽油和/或淬火水进行直接接触冷却。根据所示的本发明的实施例，一级和二级淬火交换器21、22如图所示被集成在一起。
[0183]
与蒸汽裂解炉单元1300类似，由于液体进料炉需要较高的预热负荷(进料蒸发的额外潜热)，因此蒸汽裂解炉单元1400还包括附加的过程蒸汽过热器束127，其中过程蒸汽在与烃进料流混合之前会对烟气进行过热。
[0184]
图8示出根据本发明的一个实施例的另一种蒸汽裂解炉单元1500。一般来说，图8所示的蒸汽裂解炉单元1500与图7所示的蒸汽裂解炉单元1400有一些相似之处，因此将在此基础上对图8所示的蒸汽裂解炉单元1500进行说明，但在适用的情况下，将再次参考图4所示的蒸汽裂解炉单元1100、图5所示的蒸汽裂解炉单元1200和图6所示的蒸汽裂解炉单元1300。
[0185]
与图7所示的蒸汽裂解炉单元1400相比，图4所示的蒸汽裂解炉单元1100中例如存在节能器122，节能器122对锅炉给水bf进行预热，但省略了第一高温盘管123且不对过程气流pr进行预热。
[0186]
与图6和图7所示的蒸汽裂解炉单元1300和1400类似，图8所示的蒸汽裂解炉单元1500也可以特别地采用液体原料操作。由于进料烃hc具有额外的蒸发焓，液体进料炉中的预热负荷比气体进料炉中的预热负荷相对大得多。此外，如前所述，在淬火段的多流交换器中可以回收的热量较少，避免产生重质冷凝物。同时，为了减少燃料气体fu的消耗和烟气fg的排放，最大限度地提高燃烧空气ca的预热也很有意义。
[0187]
与蒸汽裂解炉单元1300和1400一样，蒸汽裂解炉单元1500还包括附加的过程蒸汽过热器束127，其中过程蒸汽ps在与烃进料流hc混合之前对烟气过热以形成过程流pr。
[0188]
因此，在图8所示的蒸汽裂解炉单元1500中，二级淬火交换器22被设置作为预热过程气流pr的进料-出料交换器。本发明提出该进料-出料交换器的优选定位，使所述进料-出料交换器位于附加的水沸腾一级淬火交换器21的裂解气流pe的轨迹或流动路径的下游，这样可以实现非常高的传热系数并因此快速且有效地进行裂解气体淬火。
[0189]
本发明及其实施例的特别相关的特征在于限制蒸汽裂解炉单元1100至1500内部的蒸汽过热水平。如下面图17所示，如果炉系统输出的蒸汽流仅用于向消耗装置提供过程热量，则这种适度的过热非常合适。
[0190]
图9示出根据本发明的一个实施例的蒸汽裂解炉单元2100。诸如下面所示的其他蒸汽裂解炉单元的蒸汽裂解炉单元2100可以如前所述是根据本发明实施例的系统100的一部分，所述系统可能包括多个其他部件，并且所述系统可能的系统边界仅在图4和图9中非常示意性地示出。
[0191]
蒸汽裂解炉单元2100包括使用电蒸汽裂解炉210(如前所述)，其中包括如上所述的“电盘管箱”，不存在对流区。
[0192]
过程蒸汽ps，尤其是在约185℃的温度水平下，在混合喷嘴m中与在热交换器x1中预热的进料烃hc的流混合。由此形成的过程流pr在热交换器x2中被进一步加热至特别地约300℃的温度水平。热交换器x1和x2也可以相组合，特别是过程蒸汽ps被添加到热交换器x1的上游时。
[0193]
四个淬火交换器21、22、22a和23串联布置在电蒸汽裂解炉210下游的过程气体路径中，形成蒸汽裂解炉单元2100的淬火冷却机组20。如上所述，并且仅出于参考目的，该系列中的第一和第二淬火交换器21、22可以是之前所述的一级和二级淬火交换器。该系列中的最后一个淬火交换器23也可以称为三级淬火交换器，并且该系列中的倒数第二个淬火交换器22a也可以称为中间淬火交换器。可选地，淬火交换器21和淬火交换器22a都可以被称为二级淬火交换器。
[0194]
过程流pr在电加热器e1中被额外加热至具体约为660℃的温度水平且在作为进料流被供应至电蒸汽裂解炉210之前，在淬火交换器22中被预热。过程流作为裂解气体(为了清楚起见现在标示为pe)从裂解炉210中被提取，并通过淬火交换器21、22、22a和23。来自电蒸汽裂解炉210的过程流pe流出物在具体约为840
°
c的温度水平下从电蒸汽裂解炉210中被提取，在具体约为550℃的温度水平下从淬火交换器21中被提取，在具体约为340℃的温度水平下从淬火交换器22a中被提取，并且在具体约为200℃的温度水平下从淬火交换器23中被提取。
[0195]
之后，如图9所示，过程流pe可以进行任何类型的处理，根据本发明的实施例，所述处理包括在压缩机60中进行压缩，特别是由电动机m驱动的过程气体压缩机。这种压缩机60
或压缩机装置也可以用于压缩来自至少另外的裂解炉单元1000或2000的过程流。至于更多细节请参考上文的说明。具体地，提供一种分离机组，其中全部或基本上全部的压缩机都由电力驱动。
[0196]
设置蒸汽发生装置30，所述蒸汽发生装置包括蒸汽锅筒31和用于产生蒸汽的其他部件。一般情况下，如果在整个说明中提到属于一个结构或一组主要具有某种功能的部件，这并不排除该部件不属于具有额外或不同功能的另一个结构或一组部件，这对于由相互连接的部件组成的设备来说是很典型的。例如，淬火交换器21、淬火交换器22和淬火交换器23在这里被描述为冷却机组20的一部分，但也可以集成到蒸汽发生装置30中。
[0197]
锅炉给水bf(也用虚线箭头表示)在热交换器x3中被加热到具体约为180℃的温度水平，并在淬火交换器23中被加热到具体约为290℃的温度水平，然后锅炉给水bf被供应到蒸汽锅筒31，也从蒸汽锅筒31被通入淬火交换器21中以被蒸发。饱和蒸汽ss(如虚线箭头所示)在蒸汽锅筒中形成，饱和蒸汽ss的温度具体约为325℃，压力具体约为122巴绝对压力，可以部分用于热交换器x2、x3和x1的运行，其中在热交换器x2中形成冷凝物co，所述冷凝物在热交换器x3和x1中被过冷。
[0198]
饱和蒸汽ss的剩余部分在淬火交换器22a中过热，形成(适度)过热的高压蒸汽su，如图中虚线箭头所示。过热高压蒸汽su的参数在前面已经有大量描述。在所示的实施例中，过热高压蒸汽su可以具有约为375℃的温度和约为121巴的绝对压力。在仅出于参考目的而标记为50的蒸汽利用装置中，过热的高压蒸汽su用于加热目的，但优选基本上不用于驱动旋转设备。这里，过热的高压蒸汽su使用膨胀单元51、52、53进行绝热且等焓的膨胀，形成高压蒸汽hp、中压蒸汽mp和低压蒸汽lp，供应至热量消耗器54、55、56。从所有炉输出的蒸汽(高压或超高压的蒸汽)都可以收集到相应的蒸汽联箱中，即大容量的管道系统，所述系统将蒸汽分配到整个设备的不同消耗器。与低压蒸汽联箱的供应连接就从这个最高压力的联箱开始。在传统设备中，这种蒸汽联箱在大约恒定的压力下运行(用于涡轮机的运行)，略低于炉出口的蒸汽出口压力。根据本发明的实施例，最高压力蒸汽联箱的压力水平可以变化得更大，以实现有利的缓冲效果。
[0199]
总结对图9和所示的蒸汽裂解炉单元2100的说明，过程气体pe在第一步骤中(在淬火交换器21中)通过蒸发锅炉给水bf而被快速且有效地冷却，这与燃烧炉的现有技术类似。在第二步骤中(在淬火交换器22中)，过程气体pe在进料-出料交换器中被过程气体pr冷却，过程气体pr在进料到电裂解炉11之前被预热。在图9所示的实施例中，可以设置淬火交换器22a以冷却过程气体pe，同时适度过热淬火交换器21中产生的饱和蒸汽ss的一部分。
[0200]
图10示出根据本发明实施例的另外一种蒸汽裂解炉单元2200。一般来说，与图9所示的蒸汽裂解炉单元2100相关的说明同样适用于图10所示的蒸汽裂解炉单元2200，下文将仅说明不同之处。
[0201]
在图10所示的蒸汽裂解炉单元2200中省略淬火交换器22a，并替代地设置电蒸汽过热器e2。在此，过程气体pe具体地在约340℃的温度水平下被从淬火交换器22中提取。
[0202]
在图11中，示出根据本发明实施例的另外的蒸汽裂解炉单元2300。一般而言，基于对图9的蒸汽裂解炉单元2100的说明，与图10的蒸汽裂解炉单元2200相关的说明也适用于图11的蒸汽裂解炉单元2300，下文将仅说明不同之处。
[0203]
在图11所示的蒸汽裂解炉单元2300中，同样没有淬火交换器22a，并且替代地设置
电蒸汽过热器e2。在图11所示的蒸汽裂解炉单元2300中还省略了电加热器e1。此外，在热交换器x2中加热的过程气流pr在淬火交换器21中被进一步加热，并且蒸汽锅筒31与淬火交换器22相连。
[0204]
来自电蒸汽裂解炉210的过程气体pe流出物在具体为约340℃的温度水平下被从淬火交换器22中提取。过程流pe在具体约为525℃的温度水平下被从淬火交换器21中提取。
[0205]
因此，在图11所示的实施例中，前两个淬火步骤被颠倒，这表示流出的过程气体pe首先靠待预热的进料过程气体pr冷却，然后靠蒸发锅炉给水bf冷却。在这样的实施例中，不需要电进料预热器，这是因为在淬火交换器21中可以达到足够高的预热温度。待输出的高压蒸汽再次被适度过热，其中图9和图10的两种变型例均可以用于过热蒸汽。
[0206]
图9至图11所示的所有三个实施例都是专门为使用轻质(气态)进料(最优选主要由乙烷组成)的电裂解炉210而设计的。因此，所有这些实施例都有淬火交换器23，根据当今的工业实践，淬火交换器23进一步将裂解气体冷却至低至200℃的温度水平，同时特别地预热供给至蒸汽锅筒31的锅炉给水。
[0207]
此外，烃进料hc和过程蒸汽ps在混合形成过程流后的初始预热(在低于300
°
c的温度水平下)是通过在热交换器x2中使用饱和蒸汽来完成的。由此产生的高压冷凝物co可以进一步用于上述其他预热步骤。
[0208]
图12示出根据本发明实施例的另一种蒸汽裂解炉单元2400。一般来说，基于对图9的蒸汽裂解炉单元2100的说明，与图10的蒸汽裂解炉单元2200有关的说明也适用于图12的蒸汽裂解炉单元2400，下文将仅说明不同之处。
[0209]
在图12所示的蒸汽裂解炉单元2400中，同样没有使用淬火交换器22a，而是替代地设置电蒸汽过热器e2。现在将一部分过热蒸汽su代替一部分饱和蒸汽ss提供给热交换器x3。因此，过程流pr具体地可以在热交换器x2中被加热到具体约为330℃的温度水平，使得在淬火交换器22中提取的热量较少，而在其中冷却的过程流pe流出物则在具体为370℃的温度水平下被提取。
[0210]
图12的实施例特别地示出，除了前面所示的实施例之外，适度过热的蒸汽su也可以用于在形成过程流pr之后，对烃进料hc和过程蒸汽ps进行初始预热。
[0211]
图13示出根据本发明实施例的另一蒸汽裂解炉单元2500。一般来说，与图9所示的蒸汽裂解炉单元2100的主要部件相关的说明也适用于图13所示的蒸汽裂解炉单元2500，但也存在一些不同之处，下文将对此进行说明。
[0212]
在图13的蒸汽裂解炉单元2500中，如上所述，温度水平具体约为185℃的过程蒸汽ps在混合喷嘴m中与进料烃hc混合，以形成温度水平具体约为120℃的过程流pr。过程流pr在淬火交换器23中被进一步加热到具体约为280℃的温度水平，并如前所述在淬火交换器21中被进一步加热到具体约为660℃的温度水平，然后被供应到电蒸汽裂解炉210。过程气体pe流出物在具体约为840℃的温度水平下被从电蒸汽裂解炉210中提取，在具体约为510℃的温度水平下被从淬火交换器21中提取，在具体约为340℃的温度水平下被从淬火交换器22(不存在另外的淬火交换器22a)中提取，以及在具体约为200℃的温度水平下被从淬火交换器23中提取。
[0213]
锅炉给水bf被提供至与淬火交换器22相连的蒸汽锅筒31。饱和蒸汽ss可以在约122巴绝对压力的压力水平和约325℃的温度水平下产生。在电加热器e2中进行过热，形成
具有上述参数的过热蒸汽su。
[0214]
图13所示的实施例还包括另一种选择，即在形成过程流pr后确保对烃进料hc和过程蒸汽ps进行初始预热，其中淬火交换器23被设计为进料-出料交换器。这种可能性也可以与例如图9、图10和图12所示的实施例相结合。
[0215]
图14示出根据本发明实施例的另外的蒸汽裂解炉单元2600。一般来说，基于对图9的蒸汽裂解炉单元2100的解释，与图10的蒸汽裂解炉单元2200有关的解释也适用于图14的蒸汽裂解炉单元2600，下文将仅说明不同之处。
[0216]
在图14所示的蒸汽裂解炉单元2600中，不存在淬火交换器23，而是替代地使用油淬火器25。因此，锅炉给水bf在通入蒸汽锅筒31之前仅在热交换器x3中被加热，具体地加热至约260℃的温度水平。另外的热交换器x4被提供用于进一步加热进料烃，然后在混合喷嘴m中与过程蒸汽ps混合。过程蒸汽ps同样在另外的热交换器x5中加热。热交换器x2、x4和x5使用饱和蒸汽ss运行并收集冷凝物流，然后如前所述将所述冷凝物流用于热交换器x1和x3。
[0217]
在图14所示的蒸汽裂解炉单元2600中，最初提供的过程蒸汽ps的温度水平具体约为180℃。热交换器x2下游的过程流pr的温度水平具体地约为300℃。电加热器e1中的加热具体地要达到约630℃的温度水平。过程气体pe流出物在具体约为870℃的温度水平下被从电裂解炉210中提取，在具体约为600℃的温度水平下被从淬火交换器21中提取，在具体约为390℃的温度水平下被从第一淬火交换器22中提取，在具体约为380℃的温度水平下被从淬火交换器22a中提取，以及在进一步合适的温度水平下被从油淬火器25中提取。在蒸汽锅筒21中产生的饱和蒸汽被以具体约为122巴绝对压力的压力水平和具体约为325℃的温度水平提供。淬火交换器22a下游的过热高压蒸汽su被以具体约为121巴绝对压力的压力水平和具体约为380℃的温度水平提供。
[0218]
在图15中，示出根据本发明实施例的另一蒸汽裂解炉单元2700。一般而言，基于对图9的蒸汽裂解炉单元2100的解释，与图14的蒸汽裂解炉单元2600相关的解释也适用于图15的蒸汽裂解炉单元2700，下文将仅说明不同之处。
[0219]
在图15所示的蒸汽裂解炉单元2700中，过程蒸汽ps在第一和第二混合喷嘴m1、m2中依次与进料烃hc混合，其中在第二混合喷嘴m2中混合的过程蒸汽ps在另外的电加热器e3中被进一步加热。
[0220]
作为替代的工艺变型，图14和15分别示出应用于以液体原料和重质液体原料操作的电炉210的本发明的示例性实施例。在这些实施例中，与燃烧液体原料炉类似，没有淬火交换器23。进料预热段通常更复杂，其特征在于例如具有额外的进料预热步骤(参见图14和图15，包括用于重质液体原料的电动过程蒸汽过热器)和/或多流热交换器中的一个或多个过程蒸汽过热步骤。然而，图14和图15中所示的实施例是对图9所示的实施例的直接修改。因此，图10至图12所示的实施例所呈现的变型可以类似地应用于图14和图15所示的液体进料炉，正如应用于图9的气体进料炉一样。
[0221]
图16示出根据本发明实施例的另外的蒸汽裂解炉单元2800。一般来说，对图9的蒸汽裂解炉单元2100的解释，与图15的蒸汽裂解炉单元2700相关的解释也适用于图16的蒸汽裂解炉单元2800，下文将仅解释不同之处。
[0222]
再次与图10所示的蒸汽裂解炉单元2200类似，淬火交换器22a被省略，并且替代地
设置电蒸汽过热器e2。作为示例性变型，图16示出用于重质液体进料炉的过程变型，类似于图11所示的气体进料变型(其中淬火交换器21被设计为进料-出料交换器)。
[0223]
图17示出水的莫利尔(焓/熵)图，其中横轴显示单位为kj/(k*kg)的熵s，纵轴显示单位为kj/kg的焓h。点71标示本发明的实施例使用的适度过热，而点72标示现有技术使用的高过热。根据本发明及其实施例进行的绝热膨胀或等焓膨胀，即蒸汽仅用于加热时阀门或减压器的状态变化的特征，用从点71开始的箭头表示，而根据现有技术而非本发明进行的多变膨胀，即蒸汽在用于加热之前首先用于机械目的时的汽轮机的状态变化的特征，用从点72开始的箭头表示。
[0224]
根据本发明，仅通过等焓膨胀，无需相变即可将压力降低至热消耗器所需的压力和温度水平。图18示出这种等焓状态变化的温度变化曲线81(支撑点在380℃和120巴绝对压力下)，其压力范围在20巴绝对压力与160巴绝对压力之间，并附有相应的最优选曲线包络82和83(露点裕度分别为 20k和 80k)。在图8中，横轴表示以巴为单位的绝对压力，纵轴表示以℃为单位的温度。
[0225]
图19示出在相同压力范围内，同一示例等焓曲线81的对应露点裕度。在图19中，横轴上再次标示以巴为单位的绝对压力，而纵轴标示以k为单位的温差值。
[0226]
图20示出如图3所示的本发明混合概念中可用的另一种燃烧蒸汽裂解炉单元。
[0227]
关于图20的燃烧式蒸汽裂解炉单元的部件(标记为1600)，请参考图4至图8，特别是图5的相关说明。图20所示的实施例的基本方面包括：燃烧空气预热至约610℃的温度水平的两步骤燃烧空气预热；在终端淬火冷却热交换器22和23中与过程蒸汽ps结合之前和之后进行的进料hc预热，不进行锅炉给水预热，在对流段仅使用三个热交换器束124、125和126；以及烟气排放温度约为110℃。