本发明涉及一种石油化工工艺， 进一步涉及一种裂解反应制备低碳烯烃的 设备和方法。

背景技术

目前国内外乙烯和丙烯的生产技术都采用管式 法蒸汽裂解技术， 即裂解原 料在管式炉管里用蒸汽作为稀释剂在高温、 短停留时间和低烃分压的条件下进 行热裂解反应， 生产乙烯、 丙烯， 并副产碳四烯烃、 碳五、 裂解汽油等产品。 此技术已有几十年的历史， 代表性的专利技术有美国的鲁姆斯 (LUMMUS)、 斯 韦 (S.W)、 凯洛格 (KBR)以及德国的林德 (LIND)等。 典型的烯烃生产工艺加工流 程主要有裂解、 急冷、 压缩、 分离几大工序， 具有专利技术代表性的是裂解单 元， 裂解技术是烯烃生产工艺的关键， 它直接影响各项技术经济指标及安全稳 定的生产。

管式法蒸汽裂解技术的生产流程是： 预热后的裂解原料进入管式裂解炉的 对流段加热升温， 稀释蒸汽也在对流段一定的位置按一定的比例 (一般是 0.5-0.8) 注入裂解原料中一齐加热气化， 使温度在出对流段进入辐射段时达到原料的热 分解温度； 在辐射段， 原料在 0.1-0.5秒极短的时间里快速升温进行热裂解反� �， 生成乙烯丙烯及其它产物， 在辐射段出口由急冷锅炉快速将裂解物流急冷 到 500°C以下终止反应并回收其高温热量； 急冷后的裂解气进入下一个急冷油、 急 冷水单元以及压缩分离单元， 进一步分离和回收乙烯、 丙烯、 C4烃及其它产物。

管式炉蒸汽裂解技术的核心是裂解炉的工艺和 设备。 几十年来该技术在炉 型、 炉管尺寸和排列方式以及炉管的材质、 燃烧器等方面有不断改进和提高， 仍然是当前国内外烯烃生产的主要技术， 在石油化工领域具有重要的地位和作 用。 尽管如此， 管式蒸汽裂解技术还存在一定的不足和困难不 好解决， 主要有 以下方面：

(1)烃类裂解要求高温、 短停留时间的反应条件， 要求炉管要具有很高的热 通量和良好的高温机械性能。 但目前即便用最好的材料， 炉管管壁温度上限也 只能允许达到 1150°C， 这个壁温的限制使再进一步提高裂解深度难度 很大。

(2)裂解原料如石脑油、 尾油等烃类在裂解反应中， 除生成乙烯丙烯外还会 生成焦油和焦炭， 它们沉积在炉管内壁生焦并堵塞炉管， 会造成某一路炉管的 说 明 书

流量下降， 并且由于流量减少使管壁温度升高超过允许值 ， 必须停止进料并进 行烧焦或停炉机械清焦。 一般裂解炉的清焦周期为 40-60天， 每次完成烧焦操作 要用 2-3天。 这样周期性的清焦操作不仅降低了裂解炉的开 工率， 而且由此使炉 子的数量也要相应的增加。 另外经常性的炉子切换操作会影响生产的安全 稳定 性。

(3)目前大型裂解炉单台的能力为 10-15万吨乙烯 /年.台， 一个规模为 100万吨 /年的乙烯装置要配置 7-10台裂解炉， 由于炉管的材料费贵造价高， 炉区的投资 要占全装置的大约 1/3， 这对烯烃生产的投资和成本会有显着的影响。

(4)目前乙烯工厂用的裂解原料 60%以上是石脑油， 还有乙垸、 丙垸、 碳四 等轻烃组分， 较重些的如轻柴油、 加氢尾油只占 10-30%。 这些用做裂解原料的 化工轻油和轻烃都来自炼油厂， 随着烯烃需求的不断增加使化工轻油供应日趋 紧张， 资源配置的矛盾会越发突出。 因此扩大原料来源、 提高裂解装置对原料 范围的适应性成为了当务之急。

(5)管式炉热裂解制烯烃需要消耗大量的燃料， 管式加热炉的热效率一般为 92-94%, 会有 6-8%的热量损失到大气中， 同时有大量的 C0 ₂ 、 CO、 NO、 N0 ₂ 排向大气， 对环境污染较大。

鉴于上述现有技术的缺陷， 本发明提出一种新的低碳烯烃制备方法和设备 ， 克服了现有技术的不足， 可以提高烯烃产业的生产水平。 发明内容

本发明的目的在于： 提供一种用于裂解反应制备低碳烯烃的反应器 ， 以及 利用该反应器制备低碳烯烃的工艺方法。

本发明的上述目的是通过以下技术方案实现的 ：

提供一种用于裂解反应制备低碳烯烃的反应器 ， 具有入口端 1和出口端 2， 且该两端在反应器上处于相对的位置； 反应器内部自入口端起的 1/4空间为燃烧 区 3， 其余空间为反应区 4; 所述入口端 1设有通向燃烧区 3的燃料和氧气喷嘴 5， 该喷嘴以外的端口是封闭的； 在所述燃烧区 3和反应区 4之间的反应器侧壁上设 有原料喷嘴 6， 所述出口端 2设有产物出口 7; 所述的燃料和氧气喷嘴 5和原料喷 嘴 6是一个或两个以上的喷嘴结构。

所述反应器的入口端 1和出口端 2的内径优选小于反应区 4的内径。

所述入口端 1内部优选呈变径结构， 进一步优选呈文丘里结构。 说 明 书

所述反应区 4内部设有限流结构 8， 以尽量减少内部气流的返混现象发生； 所述限流结构进一步优选若干轴向分布的限流 板。

所述的燃烧区 3中部优选设有调温蒸汽入口 9。

所述的燃烧区 3还可以在外壁设有冷却设备 10，优选冷却夹套、夹层或盘管。 另外， 本发明所述的反应器还可以设置多种控制设备 ， 例如： 所述原料喷 嘴处设有原料分配器； 在燃烧区设有探头式火焰燃烧检测系统； 在反应区的低 点设有排尘器和排尘出口； 所述的燃烧区中部设有流量分配器等。

所述反应器内衬材料可以使用各种常规的耐火 隔热材料。

所述的反应器入口端可以按照常规方法与现有 的燃料、 氧气供应系统相连 接； 所述原料喷嘴可以按照常规方法与现有的裂解 原料预热系统相连接； 所述 出口端可以按照常规方法与现有的急冷设备相 连接。

本发明所述的反应器可以制备成任意石油化工 工业可接受的反应器形状； 也可以以立式、 卧式等任意石油化工工业可接受的形式应用； 并且不限制所述 入口端和出口端的上、 下或左、 右位置。

本发明还提供一种利用上述反应器通过裂解反 应制备低碳烯烃的工艺方 法， 包括以下步骤：

1) 预热裂解原料至 150~700°C _;

2 ) 让燃料和氧气按照完全燃烧的比例经所述反应 器的燃料和氧气喷嘴 5进 入反应器的燃烧区进行燃烧， 生成的 C0 ₂ 、 H ₂ 0和烟气温度保持在 1000~1500°C ;

3 ) 步骤 1 ) 处理得到的原料气流经所述反应器的原料喷嘴 6进入所述的反应 器， 与步骤 2)燃烧产生的高温气体快速接触换热， 原料迅速升温至 800~1000°C 进行裂解反应， 裂解反应时间（停留时间）为 0.1-0.3秒， 反应压力在 0.1-0.5MPa， 反应生成的裂解气中含有低碳烯烃、 甲垸、 氢气以及其他副产品；

上述裂解反应中， 反应的温度和停留时间由原料的不同而有所区 别， 石脑 油的裂解温度为 820-900 °C， 轻柴油为 800-860 °C， 轻烃为 850-900°C， 重油为 750~850。 总的来看， 本技术的裂解反应的温度要比现有的管式炉法 高 5-50°C _; 停留时间在反应器设计时确定， 由于本发明的原料是通过燃料燃烧直接加热， 导热十分迅速， 因此可以将停留时间降为 0.1-0.3秒， 比管式炉裂解法降低 0.2秒； 反应压力也有显着的降低， 由于反应器结构不同使反应系统压降大幅减少 ， 另 本发明的方法中燃烧生成的二氧化碳和水汽是 作为稀释剂又用于降低原料烃的 烃分压， 因此裂解反应的压力低于现有的管式法， 在 0.1-0.5MPa之间， 实际操作 说 明 书

压力由后续的急冷系统进行调控。

另外， 上述反应中， 单位时间内进入反应器的原料量可以根据反应 器的年 产量和年开工时间进行计算后加以确定。

4) 步骤 3 ) 的反应生成的产物裂解气经所述反应器的产物 出口 7直接进入冷 却设备冷却至 500°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 然后再经过急冷、 压缩、 深冷和分离步骤最终获得聚合级品质的低碳烯 烃； 所述的压缩过程中还 需要进行净化处理， 即脱 C0 ₂ 、 酸性气体和水。 后续流程可见附图 3所示。

步骤 1 ) 所述的裂解原料优选轻烃 （如， 液化石油气 （LPG) 、 液化天然气 (LNG) 、 乙垸、 丙垸、 丁垸等） 、 石脑油、 轻柴油馏分、 重柴油馏分、 加氢 尾油或重油等。

步骤 1 ) 所述的预热可以通过换热器或加热炉加热。

步骤 1 ) 除了预热以外， 还可以根据原料的性质采用现有的方法进行适 当地 气化处理， 例如向原料中通入水蒸汽。

步骤 2) 所述的燃料优选气体燃料或液体燃料。

所述的气体燃料优选乙垸、 丙垸、 乙垸和丙垸的混合物或天然气； 所述的 液体燃料优选汽油、 柴油或乙醇。

步骤 2) 所述的燃料和氧气进入反应器的流量根据反应 器的设计能力来确 定， 并与裂解原料的品种有关， 通常每吨裂解原料裂解反应需要燃料提供的热 量约为 2.5-4.0GL 可以据此换算出不同原料所需要的燃料用量， 并结合反应器 的设计能力最终确定燃料和氧气进入反应器的 流量。

步骤 2)所述燃料和氧气燃烧生成的高温烟气温度可� ��通过控制燃料流量来 调节， 优选控制燃料流量结合通入调温蒸汽的方式进 行双重调节。

步骤 3 ) 所述的裂解反应温度的控制可以通过多种现有 方法实现， 也可以通 过调节燃料的通入量和 /或调温蒸汽流量来实现， 具体方法可以是： 在燃烧区和 反应器的上、 中、 下和裂解气体通往冷却设备的管道内设多个温 度测量点， 同 时设有燃料流量和氧气流量的测量和比例调节 设备， 操作员可以根据裂解原料 的性质和需要达到的裂解深度设定反应温度， 温度控制系统会自动调节燃料流 量， 相应的氧气流量和 /或调温蒸汽流量。

还可以将步骤 4)所述的分离步骤分离出的甲垸和氢气作为燃� ��再次回到步 骤 2) 的反应器循环使用； 将步骤 4) 所述的分离步骤分离出的其他副产品作为 原料再次回到步骤 1 ) 进行预热。 说 明 书

上述调温蒸汽既可以通过反应器的调温蒸汽入 口 9进入反应器， 也可以同原 料一起通过原料喷嘴 6进入反应器。

与现有的管式法蒸汽裂解技术相比， 本发明通过对反应器和工艺流程及工 艺参数的改变， 使裂解制烯烃的条件有较大的改变， 在技术方面产生的有益效 果主要体现在：

1.使烃类的热裂解制取低碳烯烃的反应不在管� ��炉炉管中进行，而是在原料 烃和燃料直接接触的反应器中进行， 可以克服或显着改善管式炉蒸汽裂解法的 不足之处， 使燃烧的气流不断、 直接、 快速地向裂解原料提供热量， 可以容易 的实现高温短反应时间的条件。

2.管式炉裂解技术的反应器需要上百组的炉管� ��一台裂解炉有几十组直径为 50-80亳米的炉管组成， 炉管的压降较大， 有 0.2-0.3MPa。 而本发明的反应器结 构简捷， 容积大， 原料和反应产物的压降预计可以减少 0.1-0.15MPa， 另一方面， 在本发明中， 将燃烧生成的 0 ₂ 和¾0作为降低烃分压的稀释气体使用， 不加入 蒸汽的情况下稀释比已可达到 30-50%。 以上两个因素综合起来， 本技术裂解反 应原料的烃分压在稀释蒸汽不用或少用的情况 下， 要比管式法技术低 30-40%。

3.由于本发明反应器结构特点， 不易结焦， 操作简便， 可以加工较重质馏 分的原料， 如加氢尾油、 重柴油、 重油等。

在经济效益和环境保护方面的得益阐述如下：

1 )对同一裂解原料而言， 由于裂解反应条件的进一步改善使乙烯和丙烯 的 约可以增加 1-5% , 见下表 1所示：

说 明 书

2) 使得裂解单元及配套部分的投资可以减少 20-30%, 施工工期缩短， 高温 合金钢用量大大减少。

3) 本技术可适用于较重质的裂解原料， 拓宽了低碳烯烃原料的组分和范围， 较现有的管式炉蒸汽裂解技术减少了石油化工 发展中乙烯丙烯的增量对油品， 尤其是化工轻油需求的依赖程度。

4) 乙烯丙烯的能耗和生产成本降低 5-10% , 运行更加安全稳定。

5 ) 由于燃料用量减少和裂解反应气中的 ( 0 ₂ 可以回收利用， 使乙烯工厂的烟 气排放大户——裂解单元的烟气排放量减少 30-40%。 对改善环境条件会有较大 的贡献。

附图说明

附图 1为实施例 1所述的反应器的结构剖视图。

附图 2为实施例 2所述的反应器的结构剖视图。

附图 3为本发明制备低碳烯烃方法的总流程图。 具体实施方式

实施例 1.

一种用于热裂解反应制备低碳烯烃的反应器， 工作状态为立式， 其结构见 附图 1， 包括处于上部的入口端 1和处于下部的出口端 2。 其中， 在入口端 1内部、 占整个反应器长度 1/4的空间是燃烧区 3， 其余空间为反应区 4， 整个燃烧区 3空间 内壁呈文丘里式变径结构。 入口端中心位置向内设有 1个燃料和氧气喷嘴 5， 在 燃烧区 3中部设有调温蒸汽喷头 9， 在燃烧区 3进入反应区 4的扩径处设有 3个原料 喷嘴 6; 出口端 2设有产物出口 7。 另外， 在原料喷嘴 6处还设有流量控制系统和 原料分配器， 在燃料和氧气喷嘴 5处还设有流量控制系统， 在燃烧区 3内部设有 探头式火焰燃烧检测系统。

实施例 2.

一种用于热裂解反应制备低碳烯烃的反应器， 工作状态为卧式， 其结构见 附图 2， 包括处于左侧的入口端 1和处于右侧的出口端 2。 其中， 在入口端 1内部、 占整个反应器长度 1/4的空间是燃烧区 3， 其余空间为反应区 4， 整个燃烧区 3空间 内壁成文丘里式变径结构， 燃烧区外壁设有冷却夹套 10。 入口端中心位置向内 设有 3个燃料和氧气喷嘴 5， 在燃烧区 3中部设有调温蒸汽喷头 9， 在燃烧区 3进入 反应区 4的扩径处设有 3个原料喷嘴 6; 出口端 2设有产物出口 7。 另外， 在原料喷 说 明 书

嘴 6处还设有流量控制系统和原料分配器， 在燃料和氧气喷嘴 5处还设有流量控 制系统， 在燃烧区 3内部设有探头式火焰燃烧检测系统。

实施例 3.

一种用于裂解反应制备低碳烯烃的反应器， 工作状态为立式， 其结构见附 图 1， 包括处于下部的入口端 1和处于上部的出口端 2。 其中在入口端 1内部、 占 整个反应器长度 1/4的空间是燃烧区 3， 其余空间为反应区 4， 燃烧区 3的内径小于 反应区 4的内径， 在入口端 1中心位置向内设有 2个燃料和氧气喷嘴 5 ; 燃烧区 3进 入反应区 4的扩径处设有 1个向内的原料喷嘴 6; 出口端 2设有产物出口 7; 在反应 区 4的内部空间还设有 5块轴向平行分布的限流板 8。 另外， 在原料喷嘴 6处还设 有流量控制系统和原料分配器， 在燃料和氧气喷嘴 5处还设有流量控制系统， 在 燃烧区 3内部设有探头式火焰燃烧检测系统。

实施例 4.

一种以石脑油为原料通过裂解反应制备低碳烯 烃的方法， 选择实施例 2的反 应器进行， 包括以下步骤：

1) 通过换热器预热石脑油至 580-650°C， 以接近其裂解温度， 同时在预热过 程中注入少量水蒸汽， 使其气化率达到 100%;

2) 以天然气或甲垸为燃料， 与氧气按照完全燃烧的比例经反应器的燃料和 氧气喷嘴 5喷入反应器中进行燃烧， 生成 ( 0 ₂ 和¾0， 通过调温蒸汽喷头 9向反应 器内喷入调温蒸汽， 使燃烧区 3温度保持在 1100~1300°C区间；

3 ) 经步骤 1 ) 处理得到的石脑油气流经反应器的原料喷嘴 6喷入反应器的反 应区 4， 与步骤 2) 中在燃烧区 3燃烧产生的高温气体快速接触换热， 石脑油气流 迅速升温， 调节燃料和原料流量使反应温度控制在 820-900 °C区间， 进行裂解反 应， 裂解反应的时间约 0.2秒， 反应压力控制在 0.1-0.3MPa。 反应生成的裂解气 含有约乙烯 32.5%(w/w)， 丙烯 16.8%(w/w)， 另外还含有氢气、 甲垸、 丁二烯、 汽油芳烃、 燃料油及其它副产品；

4) 步骤 3 ) 的反应生成的裂解气经所述反应器的产物出口 7直接进入急冷锅 炉冷却至 500°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 然后再经过急冷单元、 压缩单元（同时脱去水、 C0 ₂ 和酸性气体） 、 深冷单元和分离单元处理最终获得 聚合级品质的低碳烯烃乙烯和丙烯； 急冷锅炉回收的热量用于发生高压蒸汽供 全厂使用。 说 明 书

实施例 5.

一种以加氢尾油为原料通过裂解反应制备低碳 烯烃的方法， 选择实施例 3的 反应器进行， 包括以下步骤：

1) 通过加热炉预热加氢尾油至 500-580°C， 以接近其裂解温度， 同时在加热 过程中注入水蒸汽， 使其气化率达到 90%;

2 ) 以天然气为燃料， 与氧气按照完全燃烧的比例经反应器的燃料和 氧气喷 嘴 5喷入反应器的燃烧区 3中进行燃烧， 生成 ( 0 ₂ 和¾0， 使燃烧区 3的温度保持 在 1200~1300°C ;

3 ) 经步骤 1 ) 处理得到的加氢尾油气流经反应器的原料喷嘴 6喷入反应器的 反应区 4， 与步骤 2 ) 中在燃烧区 3燃烧产生的高温气体快速接触换热， 加氢尾油 气流迅速升温至 830-850°C进行裂解反应， 裂解反应的时间为 0.2秒， 反应压力为 0.2-0.4MPa， 整个反应过程中， 通过反应器内部设置的限流板 8控制气流的返混， 反应生成的裂解气约含有乙烯 31.5%(w/w)， 丙烯 16.2%(w/w)， 另外还含有氢气、 甲垸、 丁二烯、 汽油芳烃、 燃料油及其它副产物；

4) 步骤 3 ) 的反应生成的裂解气经所述反应器的产物出口 7直接进入急冷锅 炉冷却至 500°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 然后再经过急冷单元、 压缩单元（同时脱去水、 C0 ₂ 和酸性气体） 、 深冷单元和分离单元处理后最终获 得聚合级品质的低碳烯烃、 甲垸、 氢气及其他副产物；

5 ) 将步骤 4) 分离出的氢气和甲垸通过管道返回步骤 2) ， 作为燃料经燃料 和氧气喷嘴 5进入反应器， 逐渐替代初始使用的天然气； 将其他副产物作为原料 返回步骤 1 ) ； 急冷锅炉回收的热量用于发生高压蒸汽供全厂 使用。

实施例 6.

一种以液化石油气为原料通过裂解反应制备低 碳烯烃的方法， 选择实施例 2 的反应器进行， 包括以下步骤：

1) 通过加热炉预热液化石油气至 550-650°C， 以接近其裂解温度， 并使其气 化比例达到 100%;

2) 以甲垸和乙垸的混合气体为燃料， 与氧气按照完全燃烧的比例经反应器 的燃料和氧气喷嘴 5喷入反应器的燃烧区 3中进行燃烧， 生成 ( 0 ₂ 和11 ₂ 0， 通过调 温蒸汽喷头 9向反应器内喷入调温蒸汽， 使燃烧区 3温度保持在 1300~1500°C ; 同 时通过燃烧区 3外壁的冷却夹套 10来回收热量； 说 明 书

3 ) 经步骤 1 ) 处理得到的液化石油气气流经反应器的原料喷 嘴 6喷入反应器 的反应区 4， 与步骤 2) 中在燃烧区 3燃烧产生的高温气体快速接触换热， 液化石 油气气流迅速升温至 860-920°C进行裂解反应， 裂解反应的时间为 0.1-0.2秒， 反 应压力控制在 0.2-0.5MPa， 反应生成的裂解气含约有乙烯 30.8%(w/w)， 丙烯 15.7%(w/w), 另外还含有氢气、 甲垸、 丁二烯、 汽油芳烃、 燃料油及其它副产

4) 步骤 3 ) 的反应生成的裂解气经所述反应器的产物出口 7直接进入急冷锅 炉冷却至 500°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 然后再经过急冷单元、 压缩单元（同时脱去水、 C0 ₂ 和酸性气体） 、 深冷单元和分离单元处理后最终获 得聚合级品质的低碳烯烃、 甲垸、 氢气及其他副产物；

5 ) 将步骤 4) 分离出的氢气和甲垸通过管道返回步骤 2) ， 作为燃料经燃料 和氧气喷嘴 5进入反应器， 逐渐替代初始使用的甲垸、 乙垸混合气； 将分离出的 其他副产物作为原料返回步骤 1 ) ； 急冷锅炉回收的热量用于发生高压蒸汽供全 厂使用。

实施例 7.

一种以渣油为原料通过裂解反应制备低碳烯烃 的方法， 选择实施例 2的反应 器进行， 包括以下步骤：

1) 通过加热炉预热渣油至 250-350°C， 以接近其裂解温度并调节其粘度符合 雾化喷嘴的要求；

2) 以柴油为燃料， 与氧气按照完全燃烧的比例经反应器的燃料和 氧气喷嘴 5喷入反应器的燃烧区 3中进行燃烧， 生成 ( 0 ₂ 和¾0， 通过调温蒸汽喷头 9向反 应器内喷入调温蒸汽， 使燃烧区 3温度保持在 1000~1200°C ; 同时通过燃烧区 3外 壁的冷却夹套 10来回收热量；

3 ) 经步骤 1 ) 处理得到的渣油经反应器的原料喷嘴 6喷入反应器的反应区 4， 与步骤 2 ) 中在燃烧区 3燃烧产生的高温气体快速接触换热， 渣油迅速升温至 760-820°C进行裂解反应， 裂解反应的时间为 0.1-0.2秒， 反应压力控制在

0.2-0.5MPa, 反应生成的裂解气含约有乙烯 27.2%(w/w)， 丙烯 13.5%(w/w)， 另外 还含有氢气、 甲垸、 丁二烯、 汽油芳烃、 燃料油及其它副产物；

4)步骤 3 )的反应生成的裂解气经所述反应器的产物出� � 7直接进入急冷器， 由喷入的急冷油将其温度冷却至 450°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 说 明 书

然后再经过急冷单元、 压缩单元（同时脱去水、 co ₂ 和酸性气体） 、 深冷单元和 分离单元处理后最终获得聚合级品质的低碳烯 烃、 甲垸、 氢气及其他副产物；

5 ) 将步骤 4) 分离出的氢气和甲垸通过管道返回步骤 2) ， 作为燃料经燃料 和氧气喷嘴 5进入反应器， 逐渐替代初始使用的甲垸、 乙垸混合气； 将分离出的 其他副产物作为原料返回步骤 1 ) ； 急冷锅炉回收的热量用于发生高压蒸汽供全 厂使用。

实施例 8.

一个乙烯生产能力为 30万吨 /年的乙烯装置， 裂解原料为石脑油， 产品是每 年 30万吨纯度为 99.9%的乙烯、 15万吨 99.5%的丙烯、 还有丁二烯、 C5、 裂解汽 油、 焦油等； 开工率是 8000小时 /年；

1 )石脑油原料流量为 124吨 /时， 经换热后温度达到 150°C进入预热炉， 在预 热炉中部加入 12吨 /时的气化蒸汽， 出口温度为 550-600 °C _;

2 ) 燃料天然气和氧气由反应器入口端 1的燃料和氧气喷嘴 5进入燃烧区 3， 将反应器升温并用调温蒸汽把反应器的燃烧区 3的温度保持在 1200-1500°C，天然 气流量约 6-9吨 /时， 氧气约 20000-25000NM ³ /时， 反应器釆用实施例 3的结构， 反 应区 4内径 1.2-1.5米， 反应区长 5-6米；

3 )预热气化后的石脑油原料以喷射方式经反应� �的原料喷嘴 6以 124吨 /时的 流量进入反应器， 与燃烧区产生的高温烟气快速接触升温至适宜 的裂解温度 860-900 °C， 裂解温度的控制由燃料流量、 调温蒸汽及裂解原料流量串级调整， 反应压力在 0.2-0.3MPa， 停留时间在 0.1-0.2秒， 反应产物的组成可参考表 1 ;

4) 反应生成的裂解气经所述反应器的产物出口 7直接进入急冷锅炉冷却至 500°C以下， 以终止二次反应并回收高温热量， 然后再经过急冷单元、 压缩单元

(同时脱去水、 C0 ₂ 和酸性气体） 、 深冷单元和分离单元处理后最终获得聚合级 品质的低碳烯烃；

5 ) 将步骤 4) 分离出的氢气和甲垸通过管道返回步骤 2) ， 作为燃料经燃料 和氧气喷嘴 5进入反应器， 逐渐替代初始使用的天然气； 急冷锅炉回收的热量用 于发生高压蒸汽供全厂使用。