不饱和烯烃（乙烯、丙烯、丁二烯和丁烯）及伴生的芳烃（苯、甲苯、乙苯、二甲苯和苯乙烯）通常是在注入蒸汽的情况下对原料烃热裂解而得到的。为了生产烯烃而采用蒸汽热解烃类的方法是众所周知的。

用于生产烯烃的烃原料族的范围从大体上是纯的乙烷到真空瓦斯油以及它们的任意一种混合物。氢和甲烷是原料中的杂质。这种生产过程包括热解步骤和回收步骤。在装置的热解工段中包括原料预热系统、蒸汽热解盘管和用于冷却盘管内流动液的热交换器。在裂解炉或反应器内安装了原料预热系统的主要部分和热解盘管。该过程中的化学反应是在没有催化剂的情况下在热解盘管内发生的。

用于热解工段的消费大约占整个装置投资的30%到40%。而且，工艺的经济性，即原料消耗和生产一定量的乙烯所产生的副产品是受热解工段的设备所限制的。因此，传统上对装置中热解工段的改进已经显著地提高了热解工艺的经济性。

裂解炉由对流段和辐射段或者它们的任意组合而构成。烃类原料先在炉子的对流段内预热，然后加入稀释蒸汽，烃类和蒸汽的混合物在对流段的混合预热盘管内进一步预热。在某些装置中，稀释蒸汽在其被加进烃原料流之前也要被预热，直到把混合物预热到在辐射段内热解所需要的转变温度为止，该温度跟对流段与辐射段之间的相交处的温度相同，它随原料种类和特殊的盘管结构而变。

用液态碳氢化合物作原料，原料将在混合预热盘管中和/或在稀释蒸汽注入处蒸发。在某些装置中，为避免结焦，原料在进到对流段盘管之前蒸发。此外，也可在对流段内对锅炉供水、饱和蒸汽和稀释蒸汽加热。应该注意到这种描述仅是一般的描述。上述所需的加热设备，以及它们在裂解炉的对流段上所处的位置和尺寸，是根据每个装置的具体需要而定的。

热解盘管被安装在裂解炉或反应器的辐射段内，烃类原料在伴有稀释蒸汽的情况下在其内热解。每个辐射段的热解盘管数随每台裂解炉所需要的乙烯量、希望的热解率、盘管结构、尺寸、原料种类和终端工作状态，如盘管出口压力而变。传输管热交换器，再加上用油直接急冷，被用来冷却从盘管内流出的流体。对于额定的乙烯量、热解率、原料种类和终端工作状态相同的裂解炉，用小直径管制成的盘管比用大直径管制成的盘管生产能力小。因此，为了获得一定的乙烯量，用小直径管制成的热解盘管数要比用大直径管绕制的盘管数多。

目前，在裂解炉上所使用的盘管有三种基本类型。一种是用小到中等管径（1～4英寸）的管子，每条通路用一根管，每个盘管有一条或几条通路（1到8）。第二种类型是采用大直径管（4到7英寸），每条通路同样为一根管，每个盘管有几条通路（2到12）。第三种类型是将小直径管和大直径管混合使用（1-7英寸），热解盘管前端每条通路为多管道，在其后端每条通路为单管道，每个盘管有几条通路（2到12）。

值得注意的是，第一、二种类型，整个盘管的管径可以是恒定的，或从第一通路到最后通路管径逐渐增加。

热解盘管安排在裂解炉辐射段的纵向平面内，热解盘管可以交错布置，或者布置成单排或多排。借助于辐射段侧墙上的燃烧器，或辐射段底部（炉床）的燃烧器，或侧墙和底部燃烧器的组合提供辐射热能。

可以明显地看出，用同一直径管制成的盘管每条通路金属表面积与盘管体积之比从热解盘管的起始端到末端都保持恒定。在这种结构中，热解盘管内反应气体轴向的温度分布曲线接近具有正斜率的直线。

用小直径管制成的热解盘管，尽管具有较好的传热性能，但是和另外两种类型的盘管相比，其每个盘管的生产能力较小，因为在循环期间测出的焦化速度较快，而且在运行过程中，由于在盘管内壁上结焦而造成盘管内压力降增加。而压力降的增加对上述第一种结构的热解率不利（在原料量和运行时间相同的情况下，减少了烯烃产量并增加了燃油副产品）。

通过使热解盘管的管径从入口端向出口端逐渐扩大，其金属表面积和体积之比沿热解盘管内流体的流动方向逐渐减小。在热解盘管的后半部分管径较大，因而焦化速度减小，减小了结焦对盘管压力降的影响，随之对热解率的不利影响也减小。当然，较粗的管子最终还使盘管的生产能力增大。可是反应气体的轴向温度分布曲线仍然接近于具有正斜率的直线。较大管径的缺陷是传热系数较低，因而金属表面温度较高。

由于从入口到出口管径逐渐变大的盘管其表面积和体积之比小于恒定管径盘管的表面积和体积之比，为了使每根盘管有较高的平均乙烯产量，盘管必须加长。通过延长滞留时间以防止烃分压减少的方法可以把两种盘管设计成得到大体相同的产量。对于从入口到出口直径增大的热解盘管来说，一个明显的缺点是传热系数较小，因为，流量一定，传热系数与D1.8成反比，此处，D为直径。

为了有效地增加每个热解盘管的乙烯产量，从而减少每台裂解炉内所需的盘管数，主要的目标应该是改进轴向气体温度分布，以尽最大可能利用热解盘管上可利用的金属表面。一般说来，希望具有下凹的温度分布曲线，并尽可能接近等温曲线，而不是正斜率的准直线，或者如上所述的前两种盘管结构所得到的“凸形”温度分布曲线。等温的轴向气体温度分布曲线表示最好地利用了热解盘管金属的热量，也就是对于给定的产量和运程，热解盘管金属单位重量的容积最大，因而热解盘管最便宜。

一种设计构思是使用分隔成几个空间的燃烧区，燃烧系统必须受到适当的控制来达到燃烧区效果。按这种设计方法，通过在整个热解盘管上均匀地供热，或者朝着热解盘管出口处逐渐增加供热强度，使开始以直线或“凸形”温度分布曲线操作运行。逐渐地，在运行过程中或当盘管内发生焦化时，使供热强度从盘管出口处较高转移到在盘管入口处较高。最好，到循环的最后，盘管按等温或下凹轴向温度分布曲线运行。

这类燃烧区，在恒定的运行时间内可以利用每个盘管较大的生产能力。可是由于裂解炉燃烧室的结构及燃烧控制系统都复杂，这种方法并没有广泛地用于乙烯的工业生产中。此外，应注意到，只有当温度分布曲线接近等温曲线时，热解盘管的金属才能充分利用，在这类结构中，仅在部分运行时间内出现等温状态。

下面将讨论前面曾提到的第三种盘管，即在盘管的入口部分通路采用多根平行细直径管，而在盘管出口通路处采用大直径单管。这种结构通常称之为“型锻式（Swage）”盘管，这里使用了“型锻式”这个术语。

从七十年代起在世界范围内大多数乙烯装置中采用了“型锻式”盘管，而不采用结构复杂的燃烧室以及非常复杂而又昂贵的燃烧控制系统。这种“型锻式”盘管依靠盘管的结构可在整个运行时间内得到下凹的轴向温度分布曲线。由于有效地利用了热解盘管的金属，这种盘管的特点是在相同的平均热解率和恒定的运行时间内具有较大的生产能力。“型锻式”盘管具有较大的生产能力和较低的焦化速率，因而每一循环的运行时间较长。

出口段用大直径热解管在技术上的优越性胜过其传热特性较差的缺点。设计者曾试图通过在出口管内安装插入件和/或在出口管外壁安装柱状体或纵向肋片来提高热解盘管出口段的导热率，以补偿传热系数小的缺陷。可是热解状况在盘管的后半部分更为剧烈。在原料热解过程中，盘管后半部分形成的焦炭明显增多，并沉积在热解管的内壁上。这种结焦现象导致投产几天金属温度就上升。由于热解盘管前半部分热解程度较轻，在入口区焦碳生成量比盘管后半部分要少得多，因此，在盘管的入口区，因在壁上结焦而引起金属温度的升高是适中的。

由于上述热解盘管的特性，希望位于出口管内的插入体在热解过程中为形成焦碳增加的中心核。这样，在该区内采用插入体其运程比预期运程要短，压力降比预期的更大，再生产条件变差，烯烃产量明显减少。

原则上，因为出口管的外侧等效传热系数低于内侧的传热系数，从而使人们注意到利用扩大表面，即在盘管出口部分设置柱状体或肋片。由于在该部分的内壁上结焦，导致柱状体或肋片的尖端温度限制了运程，因此在盘管出口处利用柱状体扩大表面并没有效果。

本发明涉及的是在热解盘管的入口部分设置扩大表面，以便使轴向气体温度分布曲线比目前在烯烃工业生产中所采用的、在热解盘管内均匀供热所达到的温度分布曲线更接近等温线。这样就使得热解盘管单位重量的生产能力更高，而且能维持希望的热解率，并延长两次除焦之间的投产时间。反过来说，本发明每个盘管在相同的乙烯产量的情况下，能延长投产时间和/或略微提高乙烯产率。本发明还具体地提出在盘管的前半部，最好是盘管的前四分之一区域设置扩大表面，而且最好使用柱状体或纵向直鳍板或肋条，并将它们安装在管内侧或管外侧或管的内、外侧。

图1是本发明的裂解炉的简化示意图;

图2是本发明裂解炉的一组盘管的管子布置示意图;

图3表示带有本发明的柱状体的一小段管子;

图4图示了在管子内周上带有纵向鳍板或肋条的管子的横截面;

图5是现有盘管的温度分布曲线和本发明的温度分布曲线的比较。

参考图1，本发明提供了一台垂直管型裂解炉，它被支承在钢结构框架10上。裂解炉由外壁11和12、内壁13和14、端壁15及炉底16和17组成。外壁11和12基本上平行于内壁13和14，外壁11和12的高度超过内壁13和14的高度。一些垂直排列的高强度辐射管燃烧器18安装在外壁11和12及内壁13和14上。炉底16和17分别处在外壁11、12和内壁13、14之间。炉底16和17装有底部燃烧器19，燃烧器19最好是火焰型的。

外壁11、内壁13、炉底16和端壁15构成辐射加热区20。外壁12、内壁14、炉底17和端壁15构成第二个辐射加热区21。端壁15是倒U形，因而形成一个开口区22，能把燃烧器18轴向地安装在内壁13和14上。

内炉顶25水平地布置在内壁13和14上。上炉顶26水平地从外壁11向内延伸，并布置在外壁11和端壁15上。同样，上炉顶27水平地从外壁12向内延伸，并安排在外壁12和端壁15上。位于上炉顶26和27上的是上壁28和29，上壁28、29和端壁15向上伸展部分形成对流区30。所有的壁、底和顶部都是用合适的耐火材料建成。

在辐射加热区20和21内装设有许多垂直盘管，它们形成处理盘管31和32，盘管31和32通过吊钩33适当地安装在支承结构10上。处理盘管31和32分别布置在外壁和内壁11和13及12和14中间。这些处理盘管的结构形式将在后面作较详细的描述。安装在对流区30内的是水平设置的管道，图上示意地作出了表示，标号为35。管道35通过过渡管36和处理盘管相连，流体在其内流过。同时，在对流区30内还安装了第二部分水平管道38。入口集管和出口集管38A、38B和管道38相通。

许多集合管39通过管路40向燃烧器18提供燃料。在阀42的控制下，通过集管41将燃料引进集合管39中。根据所述的处理盘管31和32的供热强度，流入燃烧器18的燃料在各竖行中可以不同。各燃烧器还可由位于管道40上的阀44作进一步调节，进入炉子的燃料总流量由阀45调节。众所周知，安装在外壁11和12，内壁13和14上的燃烧器都有类似的、但没画出的管线设备。类似地，管道46将燃料送到炉底燃烧器。

图2示意地表示了处理盘管31的排列形式，显然，处理盘管32的排列也相同。一般形式的裂解炉已在US-PS3274978中作了描述。然而，本发明还适用于能安装在其他类型的裂解炉中的热解盘管，而这些裂解炉目前在工业中已被采用。

图2示意地表示了本发明的处理盘管31的布局，很明显，处理盘管32也作同样的布置。处理盘管31通常为上面所描述的“型锻式”，它由第一通路46，第二通路47，第三通路48，第四通路49，第五通路50和第六通路51组成。如图所示，第一通路46由四根管子组成，第二通路47和第三通路48都由二根管子组成，通路49、50和51都由一根管组成。然而，这种盘管仅是一种典型形式，但本发明并不限于这种类型。本发明还适用于任何其它结构和管径的热解盘管。

下面的表详细地表示了盘管的结构：通路序号    管数    内径（英寸）1    4    3.52    2    53    2    54    1    7.55    1    7.56    1    7.5如图2所示，扩大的加热表面52位于第一通路46的四根管子上。这种扩大的加热表面可以是柱状体或纵向直鳍板式肋片。柱状体可做成任意需要的形状，但最好是圆柱形。热解盘管单位长度上柱状体或肋片的尺寸和数量应根据任一专门结构的工艺参数而定。例如，若柱状体的直径是0.5英寸，则长度范围为0.5-0.75英寸，在任意平面内，在管圆周上可以设置8-12个柱状体。图3表示了带有柱状体的一小段管道。柱状体适合于设置在管的外侧。纵向直鳍或肋最好设在管内侧。例如，肋可以为0.2英寸高，在管的圆周上可安装6-10片肋片。图4表示了在管子的内侧圆周上布置了纵向直鳍或肋片的管截面。同时，扩大的加强面应安排在处理盘管的前半部上，最好是在第一个四分之一范围。正如所指出的那样，图2中的实施例仅在第一通路上有柱状体。

从图5中可看到在第一通路上扩大加热面的效果。图5比较了传统的热解盘管和具有扩大加热面的相同盘管的温度分布曲线。在图5中可以看到在盘管的第一部分上的温度很明显地超过传统的盘管的第一部分上的温度，而出口部分的温度仅稍受影响。由于入口处的温度较高，在不提高最大出口温度或不会显著提高发生焦化的出口处的温度的情况下，可加大裂解深度和盘管的生产能力。

下面比较了传统的“型锻式”盘管和本发明的二种不同结构的盘管的工作特性的估算值。在所有这些情况中，盘管的结构在第一通路中是四根管，第二和第三通路中为二根管，第四、第五和第六通路中为一根管。

传统的    本发明的    盘管B“型锻式”    盘管A盘管通路长度，    31    33    31（英尺）每根盘管的    5.756    7.212    6.577生产能力，（T.HC/h）能量增加%    基础量    24.4    13.5热负荷，    16.07    20.1    18.41MMBTU/hr运程，天数    60    60    60乙烯产量Wt%一次通过    28.9    28.7    28.7极限    32.9    32.9    32.9工作盘管    30    24    26.3附加柱状体，增加的有效表面%通路序号，1    无    50    100其他通路    无    无    无为了最有效地利用盘管前半部的金属，将对气体等温分布曲线作一描述。

同时采用燃烧区及现有的“型锻式”盘管结构，可使温度分布曲线接近于等温线。本发明在盘管的前半部分或第一个四分之一区域利用内侧和/或外侧扩大加热表面可使温度分布曲线更接近于等温线。在盘管后部扩大加热表面将使温度分布曲线进一步偏离等温线，而且还产生焦化现象。在盘管的第一部分扩大加热表面可以保持或延长运程或循环时间，保持或提高对于烯烃的裂解选择性，增加金属管单位重量的乙烯产量及它们的任意混合物的产量。

尽管图5中的两条温度分布曲线彼此靠得很近，其温度差对有扩大表面的盘管有利，使这种盘管的生产能力增加约10%。由于动态反应速度随温度改变呈指数规律变化，小的气体温差对裂解反应可产产显著的影响。