CN102686708A - 在井场处部分地将重油改质的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供一种通过在井场处热裂化来在井场处部分地将重油改质的方法，该重油具有20或更小的API比重，该方法使用热裂化渣油作为燃料来产生用于从储集层回收重油的蒸汽。可以在裂化反应鼓中于370至440℃的温度下以0至0.1MPaG的压力经15至150分钟进行所述热裂化，同时注入汽提蒸汽以使产生于裂化反应鼓的液相中的热裂化油作为气态热裂化油从热裂化渣油中分离，以获得热裂化油产物，前提条件是在起始重油中沸点为500℃或更高的馏分的热裂化程度达30％或更大时，裂化反应鼓的液相保持具有2.0或更大的S-值。

Description

在井场处部分地将重油改质的方法
技术领域
本发明涉及设置在井场处的部分改质装置，其通过使API比重为20或更少的重油热裂化来获得轻馏分，并且大量地产生燃料源以产生蒸汽，从而通过在储集层中注入蒸汽而回收重油。
背景技术
采用其中使用蒸汽的SAGD(蒸汽辅助重力驱油)和CSS(循环蒸汽刺激)就地回收重油。通过燃烧天然气在锅炉处产生蒸汽，天然气成本会占到重油回收的总操作成本的一半以上。因此，从天然气可利用性和降低有关蒸汽产生的燃料成本的角度，必需寻找天然气以外的替代物。
回收的重油会不符合管道输送规格，因为在环境温度下的高粘度导致低API比重和差流动性。因此，在加拿大，将用石脑油或冷凝物稀释的重油作为所谓的DilBit直接管道输送至市场或炼油厂，其中稀释剂被回收并随后经由稀释剂管道送回井场。在前一种情况下，稀释剂的体积百分比为DilBit总体积的30体积％，DilBit的成本受稀释剂价格显著影响，并且稀释剂的可利用性会是另一个问题。在后一种情况下，管道应当设计得能容纳通过稀释增加的大体积的重油，且必需要两根管道，一根用于运送，另一根用于井场和炼油厂之间的稀释剂返回。
由于其高含量杂质诸如硫、氮和重金属(镍和钒)，重油在市场上交易的价格比常规原油更低，并且当它们具有高TAN(总酸值)时减价更多。
根据以上情况，必需对井场处的重油的加工进行优化以改善性质并提高可运输性。
出于以下原因，通常在常规炼油厂构造中用于加工常压渣油或减压渣油的诸如热裂化、溶剂脱沥青(SDA)和加氢裂化的工艺并不适于在井场处重油的改质。
在热裂化工艺中，因为大量的副产物焦炭使得焦化器不适用于井场，其需要相当复杂的处理工作和相关设备。受裂化油的稳定性对其的转化限制，减粘裂化炉具有很小的改质余地。
SDA一种提取工艺，用于通过某些溶剂和操作条件来分离重油原料中的含沥青烯馏分和DAO(脱沥青油)，而没有将原料中的原始分子裂化或改性的任何反应。
如US-B 6,357,526中所描述，由从沥青中预分离的瓦斯油馏分和通过SDA得到的渣油的DAO组成的SCO(合成原油)仅具有4至5度的API比重提高。这最终意味着从API假设为8的沥青获得的SCO仅为12至13，比本发明的改质效果小。
由于重油中高度包含的氮和重金属(镍和钒)的污染，用于加氢裂化工艺的催化剂活性降解。加氢裂化工艺需要高压设备，和氢制造装置和氢源。因此，加氢裂化工艺可能由于其可操作性和经济上的劣势而不太适用于井场处改质。
这点在通过气化渣油、SDA沥青烯和焦炭产生蒸汽时很突出。然而，气化工艺由于其规模和复杂度而不适合于井场处改质。
JP-A 6-88079公开重油热裂化和用汽提蒸汽处理裂化产物，即HSC(高转化率裂化反应室裂化(High conversion Soaker Cracking))工艺。
1989年9月的Hydrocarbon Processing第69页示出常规减粘裂化炉和常规HSC。
从天然气可利用性和降低有关用于蒸汽产生的燃料成本的角度，上文引用的HSC在技术上和经济上可有效用于用热裂化渣油即HSC的副产物替代天然气来在井场处将重油改质，以及有效用于SAGD和CSS。
发明内容
本发明提供一种部分地将重油改质的方法，该重油具有20或更小的API比重、45重量％或更少的沸点为500℃或更低的馏分、10重量％或更多的残余碳(MCR)、1.0或更大的总酸值(TAN)和50℃下1,000mm2/s或更大的运动粘度，该方法包括在井场处使重油热裂化，使用热裂化渣油作为燃料来产生用于从储集层回收重油的蒸汽。
本发明提供一种在管道中输送热裂化油产物的方法。另外，本发明提供一种在管道中输送该热裂化油产物与在井场处回收的用于管道运输、未经热裂化处理的重油的混合物的方法。
发明的详述
本发明的部分地将重油改质的方法可以进一步包括：在裂化反应鼓(R1)中于370至440℃的温度下以0至0.1MPaG的压力经15至150分钟使重油热裂化，同时将汽提蒸汽注入至裂化反应鼓中来使产生于裂化反应鼓的液相中的热裂化油作为气态热裂化油从热裂化渣油中分离，以获得热裂化油产物，前提条件是即便当起始重油中沸点为500℃或更高的馏分的热裂化程度达30％或更大时，裂化反应鼓的液相保持具有2.0或更大的S-值。
本发明的部分地将重油改质的方法可以进一步包括以下步骤：使热裂化油与热裂化气和蒸汽一起通过在裂化反应鼓上部设置的排出管路(L1)流出；在排出管路(L1)处直接用热裂化油的重馏分冷却轻馏分；在改质油重馏分分离器(D1)中将未冷凝的轻馏分、热裂化气、蒸汽和热裂化油的已冷凝的重馏分分离；从分离器(D1)的底部排出热裂化油的重馏分；通过用于热量回收的热交换器(C2)加热起始重油；在热交换器(C3)处产生蒸汽；使热裂化油的重馏分的一部分作为冷却介质再循环至排出管路(L1)；将剩余部分作为重馏分产物排出；用热交换器(空气冷却器)(C1)冷却未冷凝的轻馏分、热裂化气和蒸汽；在油/水分离器(D2)内将已冷凝的轻馏分与水分离；将已冷凝的轻馏分与重馏分产物混合以获得用于管道运输的热裂化油产物。
本发明提供用于部分地将重油改质的上述热裂化方法或步骤。
在本发明中，通过HSC(高转化率裂化反应室裂化)工艺进行重油的热裂化产生具有降低的粘度、升高的API比重和更少的杂质的改质油。它提高重油的可运输性并且分离了热裂化渣油，所述热裂化渣油被用作燃料以产生进入重油储集层中的注射蒸汽。这直接涉及降低在井场处将重油改质的投资成本和通过向储集层中注入蒸汽进行重油回收的操作成本。
下面通过与常规的问题相比较来解释本发明。
1.重油比常规原油具有更高粘度和更低API比重并且很难经管道输送。此外，重油具有高含量的杂质诸如硫、氮和重金属(镍和钒)以及高TAN。通过HSC(高转化率裂化反应室裂化)工艺进行重油的热裂化产生具有降低的粘度、升高的API比重和更少的杂质的改质油，并且分离了热裂化渣油。
2.减粘裂化炉即常规热裂化工艺无高转化率，原因在于反应器中同一液相内轻馏分和裂化渣油的共存易使沥青烯沉淀，导致反应器的焦化和管路的堵塞。
通过避免在同一液相中轻馏分和裂化渣油的共存，HSC热裂化可以达到高转化率。
3.重油是高粘性的，并且流动性很低，使得其必须在经稀释剂或冷凝物稀释之后管道输送。借助于HSC，通过稀释剂的体积更小降低稀释剂成本和管道相关成本。无稀释的最终情况不需要稀释剂返回管道。
4.用于蒸汽产生的天然气的成本达用于重油回收的总操作成本的一半以上。用热裂化渣油即HSC的副产物替代用于蒸汽产生的天然气降低能量成本。
5.从经济可行的工厂规模、可获得的改质余地和用于管道运输的成品油规格的角度，通常在常规炼油厂构造中用于加工常压渣油或减压渣油的诸如热裂化、溶剂脱沥青(SDA)和加氢裂化的工艺并不适于在井场处重油的部分改质。具有简化方案的HSC工艺比常规工艺更为经济可行，并因此适于重油的部分改质和适于制备可在井场处运输的重油。
本发明如下解决上述问题：
(1)HSC热裂化可以稳定操作，达到较高转化率，其中沥青烯保持在反应液相中的良好分散，同时从反应液相中分离热裂化油，从而避免与裂化渣油共存于同一液相中。
(2)HSC产生具有降低的粘度、升高的API比重和更少的杂质诸如硫、氮和重金属(镍和钒)以及降低的TAN的改质油。
(3)一种工艺方案，其中通过HSC使重油热裂化以产生具有降低的粘度、升高的API比重和更少的杂质的改质油，并且分离裂化渣油。热裂化油产物作为改质油在热回收之后经管道输送。
(4)在该方法和方案中，将分离裂化渣油用作燃料以产生进入重油储集层中的注射蒸汽。
(5)通过重油到HSC的送料速率调整对应于储集层处SOR(蒸汽与油之比＝水的体积比油的体积，换算为用于一单位体积重油的注射蒸汽)所需的用于重油回收的蒸汽的量的裂化渣油的量。
本发明优选涉及通过重油的热裂化进行的部分改质以便在井场处提高其性质和可运输性，在所述井场处，通过向重油储集层中注入蒸汽来回收重油，其API比重小于20，诸如超重原油如油砂沥青和Orinoco焦油或重原油。
在本发明中，热裂化和汽提蒸汽的注射是在鼓或反应器中进行。重油容易分离为热裂化油产物和热裂化渣油。本发明可以优选在重油源的井场处进行，即，优选提供一种通过热裂化进行的井场改质方法。
在本发明中，热裂化油产物具有降低量的硫、氮和重金属(镍/钒)。热裂化优选在400℃至440℃下进行并且热裂化油产物具有降低的总酸值(TAN)。热裂化油产物具有如此降低的粘度以适于管道运输。热裂化油产物比起始重油具有更大的API比重。通过在储存或运输期间避免与空气接触，热裂化油产物在性质上是稳定的。
本发明方法可以进一步包括：在锅炉中燃烧分离的热裂化渣油以产生蒸汽；和使用该蒸汽以在SAGD、CSS或蒸气驱油中回收重油。分离的热裂化渣油可以使用的量应能产生井场处SOR(蒸与汽油之比)所需的蒸汽的量。可以通过将在井场处回收的重油热裂化来获得分离的热裂化渣油。
本发明方法可以进一步包括：将热裂化产物与在井场处回收的用于管道运输的重油混合。
优选的是，起始重油具有20或更少的API比重。更优选的是，起始重油具有10或更小的API比重和2.0或更大的总酸值(TAN)，诸如油砂沥青或Orinoco焦油。
附图简述
图1包括(a)常规减粘裂化炉和(b)HSC，并以比较方式示出常规减粘裂化炉和HSC。图2示出井场HSC工艺流程方案。图3示出混合方案，包括：3.1部分示出通常使用的方案；3.2-1部分示出通过HSC加工的所有回收重油；和3.2-2部分示出通过HSC加工的回收重油的一部分。图4示出高压釜实验装置的简单流程图。图5是示出改质油的热裂化收率和TAN的图表。图6是示出改质油的反应温度和TAN的图表。
将参考实例和附图对本发明更详细地解释。
图1以比较方式示出常规减粘裂化炉和HSC。减粘裂化炉(盘管型和裂化反应室型)是在高压下操作，并且热裂化油和热裂化渣油共存于同一反应液相中，其导致出现沥青烯在液相中加速沉淀的情况。为了避免这一情况，减粘裂化炉工艺具有固有的转化率限制。在HSC工艺中，热裂化反应是在大气压力下进行，并且同时通过反应液相中注射蒸汽的汽压降低效应将产生的热裂化油汽提出反应液相。这使得HSC超过常规减粘裂化炉工艺的转化率极限来进行热裂化。
热裂化油的稳定化的一个评估方法称为S-值。S-值是通过以下方式测定：用甲苯稀释油样品以完全分散沥青烯并随后向稀释液中加入正庚烷直至沥青烯开始沉淀。在ASTM D-7157-05中，通过用正庚烷自动滴定甲苯稀释的样品，光学检测沥青烯沉淀点。基于这一原则，采用本发明通过以下方式来检测沥青烯沉淀点：每次向甲苯稀释的样品添加已知量的正庚烷来滴加少量样品标本，观察在色谱分析纸上斑点的中心处黑斑标记的出现。S-值越高，则沥青烯的分散越稳定。当没有添加任何正庚烷而观察到沥青烯的沉淀时，则将S-值表示为1.0。据称，对于稳定的工艺操作，减粘裂化炉需要最小2.0的S-值。
图2示出设置在井场处用于将重油改质的HSC的流程方案。在图2中，HVO：重油送料，UGO：改质油，P1：送料泵，P2：改质油重馏分循环泵，P3：改质油轻馏分抽出泵，P4：冷凝水抽出泵，P5：热裂化渣油循环泵，H1：炉加热器，C1：热交换器1，C2：热交换器2，C3：热交换器3，C4：热交换器4，C5：热交换器5，R1：裂化反应鼓，D1：改质油重馏分分离器，D2：油/水分离器，S1：蒸汽，L1：管路1。HVO首先由泵P1通过用于加热的热交换器C2供应，并以设计温度给料至进料加热器H1。加热的HVO被给料至裂化反应鼓R1，在该裂化反应鼓R1中热裂化反应发生在液区内，在该液区中在H1处注射过度加热的蒸汽S1。通过反应液相中注射蒸汽的汽压降低效应作为蒸气被汽提出液区的热裂化油(改质油)通过排出管路L1从R1的顶部与裂化气体和蒸汽一起流出至改质油重馏分分离器D1。改质油被在L1处从R1到D1的热裂化油的循环冷却重馏分直接骤冷。在D1处将热裂化油的已冷凝重馏分与热裂化油的轻馏分的蒸气、热裂化气和蒸汽的分离。热裂化油的轻馏分的蒸气、热裂化气和蒸汽通过热交换器C1冷却，并且未冷凝的热裂化气从油/水分离器D2中流出。在D2处使冷凝蒸汽和热裂化油的轻馏分彼此分离，并且通过泵P4抽出冷凝水。热裂化油的分离的轻馏分通过泵P3抽出，并与热裂化油的重馏分混合。D1处热裂化油的分离的重馏分通过泵P2循环，在此期间其通过热交换器C2和C3冷却，并用于使在L1处离开R1的热裂化气、改质油和蒸汽直接骤冷。使通过C3冷却的热裂化油的重馏分的一部分与热裂化油的轻馏分混合，并在通过热交换器C4冷却之后作为成品改质油UGO被管道输送。
还可以在上述加工方案之前将HVO中原本含有的轻馏分预先分离出，并将其与UGO混合。
下面将参考图3对混合方案进行解释。
3.1部分示出通常使用的方案，其将天然气用于产生蒸汽并通过稀释剂稀释回收的重油以便管道运输。使从来自地下区域的重油和热水的混合物中分离的水再循环并在所需处理之后再次用于锅炉给水。
3.2-1部分示出其中所有回收的重油通过HSC加工并且符合管道输送规格的改质油在不稀释的情况下被管道输送的情形的示意图。将热裂化渣油代替天然气用作用于蒸汽产生的燃料。
3.2-2部分示出其中通过重油到HSC的送料速率调整对应于储集层处SOR所需的用于重油回收的蒸汽的量的热裂化渣油的量的情形的示意图。通过上述方法，将未处理重油的剩余部分与改质油混合，并且通过稀释剂稀释该混合物以便为管道运输调整规格。
在此情况下，水也在对从来自地下区域的重油和热水的混合物中分离的水进行所需处理之后被再循环和再次使用。
图4是实验高压釜(ACR)装置的简单流程。将500g重油进料至1升(一升)高压釜ACR中并精确称重。在封闭ACR的封头法兰并用氮吹扫系统之后，通过真空泵VPUMP将系统调整至目标真空。将ACR浸没至熔融锡浴中，在ACR中在重油的熔点以上开启搅拌器。反应时间是在ACR中的重油样品到达目标反应温度时开始计算。在反应期间，ACR的排出物首先在热水冷凝器HC中冷却，并将热裂化油的已冷凝重馏分收集于重油接受器HOR中。在通过冷水和冷却水冷捕集器CC冷却之后，将热裂化油的轻馏分收集于轻油接受器LOR中。在通过气体流量计GM测量体积之后，将所有热裂化气收集于Tedler袋(Tedler Bag)中。
在反应之后，迅速降低浴槽以冷却ACR并停止反应。在冷却至室温后，取出封头法兰并对ACR称重。通过减去作为热裂化渣油的重量的ACR自身的重量，测定内容物的重量。
将HOR和LOR中的全部油类称重作为热裂化油产物的量。
取袋中的一部分热裂化气，通过检测管测量硫化氢的浓度，气体组分的剩余部分通过气体色谱法分析。由气体体积和气体组成获得热裂化气的重量。
用于实验的重油即油砂沥青和Orinoco焦油的性质列于表1中。两种原料均是API比重小于10的超重油。
下文解释与常规减粘裂化进行的比较。
实施例列于表2(1)中。进行实施例1、2和3，改变反应时间以在恒定的真空和温度条件即118mmhg和410℃下获得不同的裂化收率。测量和比较单独的热裂化渣油与改质油和热裂化渣油的混合物的S-值，前者模拟HSC的反应液相，其中同时通过汽提蒸汽将改质油作为蒸气从液相中分离，而后者模拟减粘裂化炉的反应液相。
如实施例1中，在58.3重量％的热裂化收率(气体+改质油)下，改质油和热裂化渣油的混合物的S-值为1.9，其低于减粘裂化炉工艺的稳定操作的极限值2.0。这意味着进一步裂化会产生高度危险的情况，其可能导致由沥青烯沉淀所致的反应器的污染、堵塞和最终焦化。另一方面，在相同热裂化收率下，单独的热裂化渣油的S-值为2.8，其意味良好分散的沥青烯。
在62.4重量％的热裂化收率(气体+改质油)下，实施例2的改质油和热裂化渣油的混合物的S-值为1.6，其意味着沥青烯的较差分散。然而，在相同热裂化收率下，单独的热裂化渣油的S-值为2.5，其意味着沥青烯分散保持令人满意。
在67.4重量％的热裂化收率(气体+改质油)下，实施例3的改质油和热裂化渣油的混合物的S-值为1.4，其意味着沥青烯的较差分散。然而，在相同热裂化收率下，单独的热裂化渣油的S-值为2.0，意味着沥青烯分散还保持在减粘裂化炉的容许范围内。从以上实施例来看，在即便超过减粘裂化炉的极限的情况下保持沥青烯在反应液相中的稳定性方面HSC明显优于常规减粘裂化炉。
表2(2)示出中东减压渣油的热裂化渣油的S-值。虽然比较实施例1的热裂化渣油的软化点与实施例1相同，但比较实施例1的S-值为2.2，其低于实施例1的S-值即2.8。
在相同方法中，虽然比较实施例2的热裂化渣油的软化点与实施例2相同，但比较实施例2的S-值为1.7，其低于实施例2的S-值即2.5。因此，HSC是将重油、尤其是油砂沥青改质的优良技术。
下面将解释杂质含量的降低
如表3(1)所示，原料油砂沥青中含量为0.4重量％的氮、5.02重量％的硫和85/220wppm的重金属(镍/钒)在改质油中被分别改善至0.1-0.2重量％、3.4-3.66重量％和＜1/＜1wppm。
同样如表3(2)所示，原料油砂沥青中含量为0.58重量％的氮、3.61重量％的硫和92/439wppm的重金属(镍/钒)在改质油中分别被改善至0.2-0.3重量％、3.29-3.52重量％和＜1/＜1wppm。
下面将解释TAN的降低。
实施例1、2、3、4、5和6的TAN降低的结果示于表4(1)、图5和图6中。当通过HSC处理TAN为2.80mgKOH/g的油砂沥青时，改质油的TAN降低至2.12-1.66mgKOH/g。
经观察，390℃下热裂化的降低速率最小，并会随温度的增加而增加。高于400℃的温度对于TAN的降低是有效的。
表4(2)示出Orinoco焦油的实施例11和12的结果。通过HSC处理TAN为3.3mgKOH/g的Orinoco焦油，改质油的TAN降低至2.0mgKOH/g。
下面将解释改质油的储存稳定性。
表5示出改质油的储存稳定性的试验结果。改质油的API比重和运动粘度随空气气氛下储存持续时间的增加而增加，如比较实施例4中。然而，储存在氮气氛中改质油的性质在60天储存之后未发生变化，如在实施例9中。在长时间储存期间避免接触空气，保持改质油的稳定性。
通过重油改质减少稀释剂并改善掺合油的性质
在加拿大，重油的管道输送规格之一为粘度不超过350mm2/s且API比重大于19。即便在7.5℃(每年气候最低参考温度)下，实施例1、2和3的各粘度为158、142和130mm2/s，完全低于350mm2/s，如表3(1)中所示。
表3(1)的实施例1、2和3的改质油的各API比重为19.0、19.1和19.3，其满足管道输送规格的要求，无需稀释。
表6示出当管道输送规格需要API比重为21时稀释的比率。对比在不改质的情况下必需29.8体积％的稀释剂的比较实施例3，通过HSC得到的改质油在SOR 3.0(实施例7)下需要18体积％的稀释剂，在SOR 4.0(实施例8)下需要11.5体积％的稀释剂。因此，当沥青通过HSC加工时，API比重21的管道输送规格必需的稀释剂量更少。
同时，实施例7和8的掺合油的硫、氮、重金属(镍和钒)和TAN低于比较实施例3，因此掺合油的性质得到改善。
下面描述表1、表1(续)、表2(1)、表2(2)、表3(1)、表3(1)(续)、表3(2)、表3(2)(续)、表4(1)、表4(2)、表5和表6。
Figure BPA00001525247700111
Figure BPA00001525247700131
表2(2)：中东减压渣油的热裂化渣油的S值
Figure BPA00001525247700141
Figure BPA00001525247700151
Figure BPA00001525247700161
Figure BPA00001525247700171
Figure BPA00001525247700181
Figure BPA00001525247700191
表4(2)：改质油的总酸值
Figure BPA00001525247700201
Figure BPA00001525247700211
表6：API°21的掺合比和掺合油的性质
    比较实施例3   实施例7    实施例8
    SOR     -    3.0    4.0
    未改质    通过HSC改质    通过HSC改质
    稀释剂   体积％     29.8    18.0    11.5
    油砂沥青   体移％     70.2    37.4    19.2
    改质油   体积％     -    44.6    69.3
    掺合油的性质
    API     21    21    21
    S   重量％     3.91    3.64    3.73
    N   重量％     0.31    0.15    0.21
    Ni/V   wppm     73/170    10    40/91
    TAN   mgKOH/g     2.15    1.75    1.90
API比重：稀释剂65，油砂沥青7.6，改质油19.3

Claims (17)

1.一种部分地将重油改质的方法，所述重油具有20或更小的API比重、45重量％或更少的沸点为500℃或更低的馏分、10重量％或更多的残余碳(MCR)、1.0或更大的总酸值(TAN)和50℃下1,000mm2/s或更大的运动粘度，所述方法包括在井场处使重油热裂化，使用热裂化渣油作为燃料来产生用于从储集层回收重油的蒸汽。
2.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括：在裂化反应鼓(R1)中于370至440℃的温度下以0至0.1MPaG的压力经15至150分钟使所述重油热裂化，同时将汽提蒸汽注入至所述裂化反应鼓中来使产生于所述裂化反应鼓的液相中的热裂化油作为气态热裂化油从热裂化渣油中分离，以获得热裂化油产物，前提条件是即便当起始重油中沸点为500℃或更高的馏分的热裂化程度达30％或更大时，所述裂化反应鼓的液相保持具有2.0或更大的S-值。
3.根据权利要求2所述的方法，其进一步包括以下步骤：使所述热裂化油与热裂化气和蒸汽一起通过在所述裂化反应鼓上部设置的排出管路(L1)流出；在排出管路(L1)处直接用所述热裂化油的重馏分冷却轻馏分；在改质油重馏分分离器(D1)中将未冷凝的轻馏分、热裂化气、蒸汽和所述热裂化油的已冷凝重馏分分离；从所述分离器(D1)的底部排出所述热裂化油的重馏分；通过用于热量回收的热交换器(C2)加热所述起始重油；在热交换器(C3)处产生蒸汽；使所述热裂化油的重馏分的一部分作为冷却介质再循环至所述排出管路(L1)；将剩余部分作为重馏分产物排出；用所述热交换器(空气冷却器)(C1)冷却所述未冷凝的轻馏分、所述热裂化气和蒸汽；在油/水分离器(D2)内将已冷凝的轻馏分与水分离；将所述已冷凝的轻馏分与所述重馏分产物混合以获得用于管道运输的热裂化油产物。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述热裂化油产物含有减少量的硫、氮和重金属(镍/钒)。
5.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述热裂化在400℃至440℃下进行并且所述热裂化油产物具有降低的总酸值(TAN)。
6.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中所述热裂化油产物具有用于管道运输的降低的粘度。
7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中所述热裂化油产物比所述起始重油具有更大的API比重。
8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中通过在储存或运输期间避免与空气接触，所述热裂化油产物在性质上是稳定的。
9.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其进一步包括：在锅炉中燃烧分离的热裂化渣油以产生蒸汽；和使用所述蒸汽来在SAGD、CSS或蒸气驱中回收重油。
10.根据权利要求9所述的方法，其中所述分离的热裂化渣油的使用量为产生井场处SOR(蒸汽与油之比)所需的蒸汽的量。
11.根据权利要求10所述的方法，其中通过使在井场处回收的重油热裂化来获得所述分离的热裂化渣油。
12.根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其进一步包括：将所述热裂化油产物与在井场处回收的用于管道运输、未经热裂化处理的重油混合。
13.根据权利要求1至12中任一项所述的方法，其中所述起始重油具有小于10的API比重。
14.一种在管道中输送权利要求1至11中任一项所述的热裂化油产物的方法。
15.一种在管道中输送权利要求1至11中任一项所述的热裂化油产物与在井场处回收的用于管道运输、未经热裂化处理的重油的混合物的方法。
16.根据权利要求1至15中任一项所述的方法，其中所述起始重油具有小于10的API比重和2.0或更大的总酸值(TAN)。
17.根据权利要求16所述的方法，其中所述起始重油为油砂沥青或Orinoco焦油。
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