CN105189710B - 油田升级(ofu)中的集成中央处理设施(cfp) - Google Patents

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Abstract

一种升级油的方法，包括任选地预处理包含至少一种溶解气、沥青质、水和矿物固体的重油；从所述重油降低至少一种溶解气的含量，任选地进一步从所述重油降低水含量；以预定的链烷溶剂:重油比将链烷溶剂加入到所述重油中，促进从重油分离沥青质、水和矿物固体，产生脱沥青的或部分脱沥青油(“DAO”)‑链烷溶剂流，其包括低沥青质含量的DAO‑链烷溶剂流和沥青质‑矿物固体‑链烷溶剂‑水浆料流；任选地从沥青质‑矿物固体‑链烷溶剂‑水浆料流分离链烷溶剂和水；任选地将DAO‑链烷溶剂流分离为富链烷溶剂流和DAO流；和任选地将稀释剂加入到DAO流，产生可运输油。

Description

油田升级(OFU)中的集成中央处理设施(CFP)
发明领域
本发明涉及改进的重油和/或沥青采收以及导致升级油的升级的方法和系统。
发明背景
众所周知，由于重油和/或沥青在典型处理温度下的高粘度，它们难以从它们的开采区运出。在另一方面，轻油一般具有低得多的粘度值，因此更容易通过管线流动。无论用于它们的抽提的是什么采收方法，一般需要通过将重油和/或沥青与至少一种低密度及低粘度的稀释剂共混来将重油和/或沥青稀释，使重油和/或沥青可运输，特别是长距离运输。所用的稀释剂典型地是气体凝析油、石脑油、轻油，或这三种的任一组合。例如在加拿大，在制造可运输油并使用气体凝析油作为稀释剂时，加入到沥青中的气体凝析油的体积典型地是总产物的30到35％。
向重油和/或沥青中加入稀释剂以生产可运输油存在多个缺点，包括：
·井的偏远使得用于将稀释剂运送到和返还至重质烃开采区的管线架构相当昂贵：以及
·稀释剂的可获得性，典型地是轻质烃，如气体凝析油，在世界范围内稳定地降低，使得它们的获得更加昂贵。
对于将重油和/或沥青转化为可运输油来说，化学处理变为有吸引力的替代方案，并且在一些情况下，化学处理是唯一可行的将重油和/或沥青运输到精炼厂和市场的替代方案。
大多数用于将重油和/或沥青转化为可运输油的化学方法是基于热裂化的系统。基于热裂化的系统范围从中等热裂化如减粘裂化到深度热裂化如焦化系统。这些方法一般应用于重油和/或沥青中最重质烃，典型地是含有高浓度沥青质(asphaltene)的称为减压渣油(“VR”)的馏分。
以上化学方法的一个缺点是由于在这些方法过程中沥青质的产生和不稳定性而导致的重质烃到较轻的烃的有限转化。这些方法由于沥青质-树脂相互作用而降低了重油的稳定性。这一不稳定性随上升的转化水平而上升，导致沥青质的沉淀和设备与管道中导致问题的沉积物的形成。
在焦化系统中，沥青质被转化为焦炭，其要求加入复杂而昂贵的设备来处理焦炭。
以上化学方法的另一个缺点是裂化材料副产物(例如，烯烃和二烯烃)的产生。如果不加以处理，烯烃和二烯烃可以与氧(例如空气中的氧气)或其他反应性化合物(例如，有机酸、羰基化合物、胺等)反应以形成通常称为树胶的长链聚合物，其进一步使下游处理设备结垢。为了在最终产物中减少烯烃和二烯烃，必须使用昂贵的加氢处理和氢产生基础设施来处理裂化材料。
上述缺点转化为显著的成本及复杂性，使得这些技术的小规模应用不经济。在加拿大阿尔伯塔省(Alberta)的Long Lake，蒸汽辅助重力泄油(“SAGD”)技术被用于采收沥青。沥青与作为稀释剂的轻质烃混合，所述稀释剂稀释稠沥青并使它能够流动(“DilBit”)。然后在现场升级装置(onsite upgrader)处使用链烷溶剂脱沥青(“SDA”)装置，将DilBit升级为优质原油，然后热裂化和加氢裂化技术。沥青被升级为40API合成油，而废弃的沥青质进料到气化器中以产生用于加氢裂化的氢以及从储层抽提沥青所需要的能量。这样的复杂性是沥青采收和处理中现有技术的典型的目前技术状态。
已经公布多篇讨论解决这些问题的努力的专利(US7981277、US4443328、US2009/0200209、CA2232929、CA2217300和CA2773000)。然而这些文献中的每一篇都具有以下缺点中的一项或多项：
·没有考虑到同时除去水和沥青质，导致引起如上所述设备堵塞问题的沥青质；
·沥青质进料中没有水，因此更有价值的轻质烃必定随沥青质沉淀而作为减粘稀释剂。这基本上减少了采收，降低收益；
·只可应用于采掘应用；
·没有解决直立圆柱形反应器中沥青的过渡裂化(US4443328)；以及
·没有解决热裂解材料中烯烃和二烯烃的产生。
存在对改进的重油和/或沥青采收和升级方法的需要。
发明内容
本文所用术语“重油”包含高粘性且不易流动的烃。在一个实例中，重油被定义为具有20°或更低的平均API重度。在一些实例中，取决于储层条件，所述重油进一步包含至少一种溶解气、沥青质、水和矿物固体。在另一个实例中，取决于开采方法，所述重油进一步包含至少一种溶剂和/或任何其他开采添加剂等。“沥青”是重油的亚类，并且典型地特征在于具有12°或更低的API重度。在其天然状态，例如在加拿大的油砂(Oil Sands)和/或委内瑞拉的奥里诺科油带(Orinoco Oil Belt)中，沥青一般包括在10到18％w/w范围内的C5不溶性沥青质和细小固体例如矿物固体。
本文所用术语“沥青质”是指碳质材料例如原油、沥青或煤的最重且最极性的分子组分，并且被定义为不溶于正烷烃(通常为正戊烷或正庚烷)但可溶于芳族溶剂例如甲苯的材料的可溶性类。在原油中，发现沥青质与饱和的以及芳族烃和树脂(“SARA”)在一起。沥青质主要由碳、氢、氮、氧和硫以及痕量的钒及镍组成。密度约为1.2g/cc，氢碳原子比约为1.2，取决于沥青质来源和抽提所用的溶剂。沥青质馏分还是沥青中含有的大百分比污染物的原因(例如Athabasca沥青典型地为72％-76％w/w金属、53％-58％w/w焦炭前体和26％-31％w/w杂原子——硫、氮和氧)，使得沥青非常难处理为清洁且有价值的产物。
本文所用术语“矿物固体”是指不挥发的非烃固体矿物。取决于烃储层，这些矿物固体可以具有从2.0g/cc到约3.0g/cc的密度，并且可以包含硅、铝(例如二氧化硅和粘土)、铁、硫和钛，并且尺寸在直径从小于1微米到约1,000微米的范围内。
本文所用术语“链烷溶剂”(也称为烷烃溶剂或脂族溶剂)意思是含有在C3到C20碳范围内，优选在C4到C8碳范围内，最优选在C5到C7碳范围内的正链烷烃、异链烷烃及其共混物的溶剂。这些链烷溶剂可以从通常称为天然气体凝析油的气体流的加工或者从通常称为石脑油的精炼烃流产生。所述链烷溶剂中非链烷烃例如芳族化合物、烯烃和环烷(以及其他不期望的化合物，例如但不限于含杂原子的分子)的存在妨碍链烷溶剂的功能，因此应优选被限制到总链烷溶剂含量的少于20％w/w，优选少于10％w/w，和最优选少于5％w/w。在一个实施方式中，链烷溶剂包含天然气体凝析油，优选具有约1.8％w/w的正丁烷、25.1％w/w的正戊烷、27.7％w/w的异戊烷、22.3％w/w的正己烷、13.7％w/w的正庚烷、5.4％w/w的正辛烷和4％w/w的前述妨碍组分。在另一个实施方式中，链烷溶剂包含1.4％w/w的正丁烷、96.8％w/w的正戊烷、1.5％w/w的异戊烷和0.3％w/w的前述妨碍组分。在另一个实施方式中，链烷溶剂包含95％w/w的正己烷、3.3％w/w的异己烷和1.7％w/w的前述妨碍组分。在又一个实施方式中，链烷溶剂包含99％w/w的正庚烷、0.1％w/w的异辛烷和0.9％w/w的前述妨碍组分。优选地，链烷溶剂的选择由优选的经济情况决定。
本文所用术语“升级油”或“可运输油”可相互交换地使用，并且是指具有一些产品质量规格的烃油，使得油满足至少一种管线和/或操作规格，优选使得油必须满足以使它通过管线(包括但不限于联运管线(common carrier pipeline)、专用管线、集输管线和设施管线)运送。考虑到位置以及气候/季节条件和最终用户需求，这些规格在地区与地区之间以及操作者与操作者之间不同。例如，在加拿大，一条联运管线要求可运输或升级油具有不超过38℃的温度，不超过103千帕的雷德(Reid)蒸汽压，不超过0.5％v的沉积物及水含量，在15℃不超过940千克每立方米的密度，在载体的基准线温度下测定的不超过350立方毫米每秒的运动粘度，以及由HNMR测试测定的烯烃含量，其作为1-癸烯当量按质量计不超过1.0％烯烃。
本文所用术语“水滴”是指具有预定形状，优选大约球形的体积的水，优选小体积的水。水滴被引入到连续重质烃+链烷溶剂相中，优选通过电荷中心结合和通过分子桥接，促进不稳定化沥青质颗粒的团聚，增加絮凝体尺寸。在一个实例中，水滴加入到本发明的系统中增加不稳定化沥青质的沉降速率，降低所用分离器设备的尺寸和成本。优选地，水滴加入到本方法中使得减少、优选最小化、更优选避免夹带(entrainment)。在一个实施方式中，接近分离器的重油与链烷溶剂混合物入口并且远离分离器的脱沥青油(“DAO”)-链烷溶剂出口引入水滴，减少DAO-链烷溶剂流中的夹带。
优选平均水滴直径基于具体系统特征变化；优选所述平均直径在从约5到约500微米，更优选从约50到约150微米的范围内。
优选地，加入到重质烃+链烷溶剂相中的水滴的量和规格使得它促进不稳定化沥青质颗粒的团聚，导致增加的絮凝体尺寸。更优选地，水滴的量可以是约0.5到约1.5体积/体积从初始重质烃或沥青废弃(rejected)的C5不溶物。根据进料和方法的特征(例如连续重质烃+链烷溶剂相的温度、密度和粘度，水滴尺寸分布，水滴注射点相对于连续相水平的位置，混合能量，水质量等)，可以调整加入到相中的水滴的量及温度。
将水滴加入到连续重质烃+链烷溶剂相中的进一步益处在于由于重质烃+链烷溶剂连续相中增加的水滴总数而导致的水滴之间增加的碰撞，促进油中污染物的聚结和除去，在一个实施方式中，初始存在于油中的较高盐度水的聚结和除去。
在本发明中，用于待加入到重质烃+链烷溶剂相中的水滴的水可以是本领域普通技术人员已知的任何来源的对本文所述方法无害的水。在一个实施方式中，待加入相中的水滴具有以下规格：
水滴可以使用喷雾喷嘴或本领域技术人员已知的其他水滴生产方法形成。
根据一个方面，本发明涉及用于重油到可运输油的采收和升级的系统，所述系统包括组合油-水-矿物固体分离、溶剂脱沥青和分馏，以及任选的热裂化和烯烃转化，优选在集成处理装置中，更优选在单一集成处理装置中。
在一个实施方式中，所述系统通过组合油-水-矿物固体分离、溶剂脱沥青和分馏，以及任选的热裂化和烯烃转化，来提高烃采收值和升级重油和/或沥青，使得小规模现场升级经济可行。
本发明还涉及至少一种方法，优选多种方法来生产满足至少一种管线和/或操作规格的升级油。
进一步地，本发明特别适合于从油砂产生的含有沥青、气体、沥青质、水和矿物固体的重油。这些重油开采方法包括，但不限于，蒸汽辅助重力泄油(“SAGD”)、蒸汽吞吐(“CSS”)、采掘、基于纯溶剂抽提或蒸汽-溶剂组合(例如蒸汽抽提方法(“Vapex”))、N-SolvTM，扩展溶剂蒸汽辅助重力泄油(“ES-SAGD”)、引入电磁加热的强化溶剂抽提(“ESEIEH”)或本领域技术人员已知的其他采油技术。
进一步地，本发明可用于包括海上采油等的重油开采方法。
根据本发明的一个实施方式，提供至少一种升级油的方法，其包括：
a)任选地预处理重油(包含至少一种溶解气、沥青质、水和矿物固体)，以从重油除去至少一种溶解气以及任选除去预定量的水；b)以预定的链烷溶剂:重油比将链烷溶剂加入到重油中，促进从重油分离沥青质、水和矿物固体，产生脱沥青的或部分脱沥青油(“DAO”)-链烷溶剂流，优选低沥青质含量的DAO-链烷溶剂流和沥青质-矿物固体-链烷溶剂-水浆料流，任选地水进料被引入以产生水滴来进一步促进从重油分离沥青质、水和矿物固体；c)任选地从沥青质-矿物固体-链烷溶剂-水浆料流分离链烷溶剂和水，优选地所述链烷溶剂可用于所述方法；d)任选地将DAO-链烷溶剂流分离为富链烷溶剂流和DAO流；和e)任选地将稀释剂加入到DAO流中，产生可运输油，在一个实施方式中所述稀释剂选自在步骤(b)中使用的链烷溶剂或本领域技术人员已知的任意其他稀释剂或其组合。
在一个实施方式中，步骤(d)进一步包括至少一个分馏步骤，优选至少一个超临界链烷溶剂回收步骤，接着是至少一个分馏步骤。
根据本发明的又一个实施方式，在步骤(c)之后，所述方法进一步包括(f)分馏所述DAO-链烷溶剂流，产生富链烷溶剂流、至少一个馏出物烃馏分流，优选至少两个馏出物烃馏分流、和至少一个重质残余物馏分流；所述方法进一步包括：优选在热裂化器或者催化裂化器，和在一个实施方式中包括加热器的催化蒸汽裂化器中，裂化所述至少一个重质残余物馏分流的一部分，任选所述热裂化器或催化蒸汽裂化器进一步包括裂化反应室，所述热裂化器或所述催化蒸汽裂化器形成至少一个裂化流，其中所述至少一个裂化流与待分馏的所述DAO-链烷溶剂流混合；在一个实施方式中，所述裂化反应室包括常规上流式裂化反应室；在另一个实施方式中，所述裂化反应室包括高效裂化反应室；(g)处理所述至少一个馏出物烃馏分以减少烯烃和二烯烃和任选地减少杂原子，其中所述处理包括加氢处理或烯烃-芳族化物烷基化及其组合，产生至少一个处理的馏出物烃馏分流；h)混合所述至少一个处理的馏出物烃馏分流与所述至少一个重质残余物馏分流的未裂化部分，形成升级油；任选地当存在至少两个馏出物烃馏分流(其中至少一个馏出物烃馏分流未处理)时，所述至少一个未处理的馏出物烃馏分流进一步被加入到所述升级油中。
在一个实施方式中，当所述裂化反应室是高效裂化反应室时，所述至少一个重质残余物馏分流被裂化为轻裂化流和重裂化流。其中所述重裂化流被再循环到步骤(b)中，并且所述轻裂化流与所述DAO-链烷溶剂流混合。
在一个实施方式中，所述方法进一步包括至少一个分馏步骤，优选至少一个超临界链烷溶剂回收步骤，接着是至少一个分馏步骤。
根据本发明的另一个实施方式，所述a)任选地处理重油(包括至少一种溶解气、沥青质、水和矿物固体)以从重油减少至少一种溶解气和任选地减少预定量的水，包括将所述重油引入到重力分离器、离心机和/或本领域技术人员所理解的分离工具。
根据本发明的又一个实施方式，提供用于升级重油的方法，其中当使用催化蒸汽裂化器时，将至少一种催化剂加入到待裂化的所述重质残余物馏分流中。在一个实施方式中，所述至少一种催化剂是纳米催化剂。在又一个实施方式中，所述纳米催化剂具有约20到约120纳米的粒径，优选所述纳米催化剂包含选自稀土氧化物、IV族金属及其混合物的金属与NiO、CoOx、碱金属和MoO3的组合。
在优选实施方式中，在步骤(b)中，水在重油中的存在是有利地，因为水与被废弃的沥青质形成浆料，降低沥青质处理中的水力限制，并允许本方法中DAO的更高采收。
优选地，在任意上述实施方式中，链烷溶剂:重油比为约0.6到约10.0w/w，更优选为约1.0到约6.0w/w。
优选地，产生脱沥青的或部分脱沥青油(“DAO”)-链烷溶剂流和沥青质-矿物固体-链烷溶剂-水浆料流的从重油分离沥青质、水和矿物固体在从约环境温度到约所述链烷溶剂的临界温度的温度下进行。更优选在从约35℃到约267℃的温度下，最优选在从约60℃到约200℃的温度下。优选地，所述分离在从大约链烷溶剂蒸汽压到高于链烷溶剂临界压力的压力下，更优选在从比链烷溶剂蒸汽压高约10％到比链烷溶剂临界压力高约20％的压力下进行。优选地，所述分离在至少一个溶剂脱沥青(“SDA”)装置中进行。
优选地，在任何上述实施方式中，所述分离除去至少最小量的沥青质，产生根据本发明的可运输油。
优选地，在任意上述实施方式中，当包括裂化步骤时，所述分离除去至少最小量的沥青质，允许通过减少导致问题的沉积物在设备和管道中形成而继续进行根据本发明的裂化。
优选地，在任意上述实施方式中，当包括催化裂化步骤时，所述分离除去至少最小量的沥青质，允许催化裂化继续进行。
在一个实施方式中，当包括催化裂化步骤时，所述催化裂化是催化蒸汽裂化。
在一个实施方式中，除去至少约30％的正-C5不溶性沥青质，以减少对催化蒸汽裂化中所用的催化剂的任何负面影响。
优选地，所述裂化步骤包括加热器和任选的常规裂化反应室或高效裂化反应室(“HES”)，其中所述裂化步骤在约300℃到约480℃，更优选约400℃到约465℃的温度范围中进行。优选地，所述裂化步骤在从约大气压力到约4500kPa，更优选从约1000kPa到约4000kPa的压力范围中进行。优选地，所述裂化步骤具有从约0.1h-1到约10h-1，更优选从约0.5h-1到约5h-1的液时空速(“LHSV”)。优选地，所述裂化步骤在至少一个热裂化装置或至少一个催化蒸汽裂化装置中进行。
在任意上述实施方式中，所述方法进一步包括至少一个混合步骤，其中所述至少一个混合步骤选自本领域普通技术人员所已知的那些。在又一个进一步优选的实施方式中，所述至少一个混合步骤包括超声(sonic)混合。
在一个实施方式中，高效裂化反应室(HES)是裂化反应鼓，其中提供充分保留时间以将加热的重质残余物馏分流(进料)裂化至期望的转化率，同时提高对更有价值的馏出物产物的选择性，并从升级油中减少沥青质含量。在经过进料加热器处理后，热的重质残余物馏分流被优选通过邻近鼓顶部的分配器引入到HES中，并且热的重质残余物馏分流向下流至鼓的下段以进一步裂化。HES反应段优选允许活塞式流动。在一个实施方式中，HES反应段包括导致活塞式流动，优选避免反混和旁通的托盘。这些托盘优选穿孔筛盘，但是也可以使用本领域技术人员已知的其他类型的托盘，例如但不限于，散布盘(shed tray)，无规(例如贝尔(Berl)鞍环或拉西(Raschig)环)或规整填料。托盘数或填料高度是期望转化率的函数。由于正在反应的热重质残余物馏分进行增加的保留时间，轻质烃馏分的转化率也上升。优选进料的0.01到0.10w/w的蒸汽优选通过邻近鼓底部、更优选位于底部托盘以下的分配器被引入到、优选被注入到鼓中，向上流动并逆流至正在反应的重质残余物馏分。为避免反应停止和/或在HES内部起泡，注入的蒸汽优选过热至与正在反应的热的重质残余物馏分相同或更高的温度。注入的蒸汽进一步降低存在的烃的分压，促进较轻的烃馏分从正在反应的热的重质残余物馏分分离，优选快速分离，帮助从底部重质裂化流回收这些轻质烃馏分。注入的蒸汽的另一个优势是减少轻质馏出物馏分暴露于裂化条件的保留时间。
当例如在催化蒸汽裂化器中使用催化剂时，蒸汽也与饱和烯烃反应，降低顶部轻质裂化流中的烯烃含量。获自反应的轻质烃与蒸汽向上流动，在HES顶部作为顶部轻质裂化流离开，而重的未转化烃向下流动，产生底部重质裂化流，并被送至进一步的处理。
优选地，处理所述至少一个馏出物烃馏分以减少烯烃和二烯烃以及任选的杂原子，其中所述处理包括加氢处理或烯烃-芳族化合物烷基化。优选地，所述烯烃-芳族化合物烷基化进一步包括将进料材料与至少一种催化剂接触。优选地，所述烯烃-芳族化合物烷基化在从约50℃到约350℃，更优选从约150℃到约320℃的温度下进行。优选地，所述烯烃-芳族化合物烷基化在从约大气压力到约8000kPa的压力下进行，更优选所述压力从约2000kPa到约5000kPa，最优选所述压力比待处理的馏出物烃馏分的蒸汽压高约10％。优选地，所述烯烃-芳族化合物烷基化以从约0.1h-1到约20h-1，更优选从约0.5h-1到约2h-1的重时空速(“WHSV”)进行。
优选地，所述至少一种催化剂是酸催化剂。优选地，所述至少一种酸催化剂是非均相催化剂。在一个实施方式中，所述非均相催化剂选自无定形二氧化硅-氧化铝，结构化二氧化硅-氧化铝分子筛，MCM-41，晶体二氧化硅-氧化铝沸石，MWW、BEA、MOR、MFI和FAU族沸石，固体磷酸(SPA)，铝磷酸盐和硅铝磷酸盐，AEL族沸石，杂多酸，酸性树脂，酸化金属及其混合物。对非均相催化剂的偏好促进方法液体和催化剂的分离。根据本发明，应选择所述至少一种酸催化剂使得它具有足够的酸强度来催化烯烃-芳族化合物烷基化反应，以及酸强度分布来保持足够的活性与可含有碱性化合物的进料接触。应进一步选择所述至少一种酸催化剂使得大分子可到达酸位点，大分子是馏出物烃馏分的特点。应组合选择运行温度与催化剂酸强度分布以获得最高的烯烃-芳族化合物烷基化活性与最小的由进料中的强吸附性或碱性化合物造成的催化剂抑制之间的最好的平衡。
在又一个实施方式中，本发明进一步包括至少一个超临界链烷溶剂回收步骤。优选地，所述步骤在比待回收的所述链烷溶剂的临界温度更高的温度下进行，更优选地所述步骤在比所述链烷溶剂的临界温度高约20℃到约50℃的温度下进行。优选地，所述步骤在比待回收的所述链烷溶剂的临界压力更高的压力下，更优选在比所述链烷溶剂临界压力高约10％到约20％的压力下进行。
附图简述
图1描述了在现场升级设施中在优选实施方式中的本发明。
图2描述了增加超临界链烷溶剂回收步骤的图1的系统。
图3描述了增加裂化步骤和烯烃处理步骤的图1的系统。
图4描述了增加超临界链烷溶剂回收步骤的图3的系统。
图5描述了将裂化反应室替换为高效裂化反应室的图3的系统。
图6描述了增加超临界链烷溶剂回收步骤的图5的系统。
优选实施方式详述
现参考图1，进一步包含气体、沥青质、水和矿物固体的重油进料流10进料至分离器20，将进料流10分离为气体流30，重油、沥青质、水和矿物固体流40以及水流50。气体流30被送到进一步的处理。水流50被送到处理。重油、沥青质、水和矿物固体流40与链烷溶剂60混合，形成重油、沥青质、水、矿物固体和链烷溶剂流70并被引入到混合器80。混合器80的出口，降粘流90与另外的链烷溶剂100以及来自二级分离器340的含有脱沥青油及链烷溶剂的再循环溢流流(overflow stream)110合并，产生重油、沥青质、水、矿物固体、链烷溶剂和脱沥青油流120。流120被引入到混合器130，产生混合的重油、沥青质、水、矿物固体、链烷溶剂和脱沥青油流140。流140进料至初级分离器150，产生溢流脱沥青油和链烷溶剂流160，以及底流沥青质、水、矿物固体、残余重油和残余链烷溶剂流170。任选地，初级分离器150包括邻近溢流脱沥青油和链烷溶剂流160的出口的局部加热器(未示出)，产生局部温度上升，产生进一步沥青质减少的溢流脱沥青油和链烷溶剂流160。
来自初级分离器150的溢流脱沥青油和链烷溶剂流160通过控制阀445减压并进料至加热器180，然后进料至分馏器190。蒸汽流200也被引入到分馏器190中。分馏产生顶部链烷溶剂、水流210和底部脱沥青油流220。顶部链烷溶剂、水流210在回流鼓230中处理，以产生水流235和链烷溶剂流240。水流235被送到进一步的处理。链烷溶剂流240被分流为链烷溶剂流250和链烷溶剂流260。链烷溶剂流250与脱沥青油220混合，产生升级油流270。链烷溶剂流260与补充链烷溶剂280及另外回收的链烷溶剂410(获自分馏器370)合并，以形成链烷溶剂流290。
底流沥青质、水、矿物固体、残余重油和残余链烷溶剂流170与链烷溶剂流300合并，产生沥青质、水、矿物固体、残余重油、残余链烷溶剂和另外的链烷溶剂流310，其被引入到混合器320中，产生混合的沥青质、水、矿物固体、残余重油、残余链烷溶剂和另外的链烷溶剂流330。流330进料至二级分离器340，产生溢流脱沥青油和链烷溶剂流110以及底流沥青质、水、矿物固体、残余重油和残余链烷溶剂流350。
底流流350通过控制阀355减压并与流360混合并被引入到分馏器370中，产生顶部链烷溶剂水流380和底部沥青质、水、矿物固体、残余重油、残余链烷溶剂流390。流390被送到进一步的处理。链烷溶剂水流380在回流鼓400中处理，产生链烷溶剂流410和水流405。水流405被送到进一步的处理。流410与另外回收的链烷溶剂流260以及补充链烷溶剂流280合并，产生链烷溶剂流290。链烷溶剂流290被分流为链烷溶剂流60、100和300。
现参考图2，方法与图1方法类似，但在初级分离器150与加热器180之间增加超临界链烷溶剂回收步骤。超临界链烷溶剂回收步骤是链烷溶剂回收的能量有效模式，产生链烷溶剂减少的流进入分馏器190中。来自初级分离器150的溢流流160经加热器425加热，并进料到超临界链烷溶剂回收装置430，产生链烷溶剂流440和脱沥青油、残余链烷溶剂流450。流450进料至加热器180，如同图1。链烷溶剂流440与链烷溶剂流260合并。
对于图2所述其他组件的描述，参考图1。
现参考图3，方法与图1方法类似，但增加裂化步骤和烯烃处理步骤，并除去加热器180。在该图中，流160在进入分馏器190'之前，与获自由加热器490与裂化反应室510构成的裂化器的另一个流混合。分馏器190'产生两个底部重质残余物馏分流220和460。流460与流470进料至加热器490，产生进料至裂化反应室510的加热的流500，产生裂化流520。裂化流520被混合到溢流流160中，形成流530，其被引入到分馏器190'中，产生链烷溶剂水流210、轻质馏出物流540、重质馏出物(HGO)流580和两个底部重质残余物馏分流220与460。轻质馏出物流540与链烷溶剂流250合并，形成流550。流550进料至烯烃处理装置560，产生低烯烃和低二烯烃含量流570。流570、580与220合并，形成升级油流270。
对于图3所述其他组件的描述，参考图1。
现参考图4，系统与图3类似，除了在图3的初级分离器150与分馏器190'之间增加超临界链烷溶剂回收步骤。来自初级分离器150的溢流流160经加热器425加热，并进料到超临界链烷溶剂回收装置430，产生链烷溶剂流440和脱沥青油、残余链烷溶剂流450。流450与裂化流520合并，产生流530。流440被加入到链烷溶剂流260。
对于图4所述其他组件的描述，参考上述图1、2和3。
现参考图5，方法与图3方法类似，但将裂化反应室510替换为高效裂化反应室590，产生沥青质、气体和烯烃含量减少的流进入分馏器190'中。加热的流500与流600进料至高效裂化反应室590，产生顶部轻质裂化流520和底部重质流裂化流610。顶部轻质裂化流520被混合到溢流流160中，形成流530，其被引入到分馏器190'中，产生链烷溶剂水流210、轻质馏出物流540、重质馏出物(HGO)流580和两个底部重质残余物馏分流220与460。底部重质裂化流610在混合器130之前与流110合并，并进料至初级分离器150。
对于图5所述其他组件的描述，参考上述图3。
现参考图6，系统与图5类似，除了在图5的初级分离器150与分馏器190'之间增加超临界链烷溶剂回收步骤。来自初级分离器150的溢流流160经加热器425加热，并进料到超临界链烷溶剂回收装置430，产生链烷溶剂流440和脱沥青油、残余链烷溶剂流450。流450与轻质裂化流520合并，产生进料至分馏器190'的流530。流440被加入到链烷溶剂流260。
对于图6所述其他组件的描述，参考上述图5。
在任意上述图中，对于水滴的产生，水进料65被引入至初级分离器150和二级分离器340(参见图1)。
实施例
本发明进一步以以下实施例作出说明。
表2.图1的系统vs现有技术系统
表1中列出的实施例1.1-4.4证明在不同条件下从重油中分离的沥青质、水和矿物固体。实施例说明在四个温度(80℃、100℃、130℃和180℃)下使用四种链烷溶剂(正-C5、气体凝析油、正-C6和正-C7)的分离。结果表明对于完全除去沥青质馏分的优选目标，随着温度上升一般要求更低的链烷溶剂与沥青的比率，如图7所示。结果还示出了来自初始进料的脱沥青油(“DAO”)性质的明显改善，产生具有升高的API、降低的粘度和减少的微碳、硫、氮、镍和钒含量的脱沥青油。脱沥青油性质在上述实施例中类似。
表2所示实施例5比较了图1的系统与现有技术系统。表2描述了图1的系统，为分离重油、沥青质、水、矿物固体而使用气体凝析油作为溶剂脱沥青步骤的链烷溶剂来处理Athabasca沥青，以及使用气体凝析油作为稀释剂形成Dilbit(34％v凝析油)的升级Athabasca沥青的现有技术系统。如所示出的，与现有技术相比，本发明的系统产生的升级油含有较低量气体凝析油(23％v)，满足与本文所讨论的管线规格一致的密度和粘度值，以及具有经济优势(例如，升级油中较低的气体凝析油体积)。
表3所示实施例6描述了图3的系统。为分离重油、沥青质、水、矿物固体，使用气体凝析油作为链烷溶剂，以2.48w/w的链烷溶剂与沥青比且在180℃的温度下处理Athabasca沥青，产生DAO。
DAO的重质454℃+馏分的93％w以5h-1的LHSV和442℃的加权平均床温度(“WABT”)经热裂化处理，导致单程560℃+馏分的55％w转化率。热裂化后剩余的454℃+馏分的任意部分被再循环到热裂化器以经历进一步转化，直到达到初始重质454℃+进料中560℃+馏分的规定的95％w总转化率。该再循环最终导致进入热裂化器中的总进料为重质454℃+馏分的初始93％w的4.5倍。
轻质C4-343℃裂化产物与DAO的轻质C4-343℃馏分一起送到烯烃-芳族化合物烷基化以实现基本上100％的烯烃转化。所得烯烃-芳族化合物烷基化产物与来自热裂化器的剩余343℃+馏分和旁通热裂化器的馏分共混，产生最终升级油。
表4所示实施例7描述了图5的系统。为分离重油、沥青质、水、矿物固体，使用气体凝析油作为链烷溶剂，以3.09w/w的链烷溶剂与沥青比且在80℃的温度下处理Athabasca沥青，产生DAO。
DAO的重质454℃+馏分的93％w以1h-1的LHSV和407℃的加权平均床温度(“WABT”)经热裂化处理，导致单程560℃+馏分的45％w转化率。与实施例6相比，引入高效裂化反应室产生顶部轻质裂化流和底部重质裂化流。由热裂化产生沥青质及其他重质烃组成的底部重质裂化流通过重油、沥青质、水、矿物固体分离过程再循环，允许进一步废弃沥青质和回收其他重质烃。剩余的454℃+馏分的任意部分被再循环到热裂化器以经历进一步转化，直到达到初始重质454℃+进料中560℃+馏分的规定的95％w总转化率。该再循环最终导致进入热裂化器中的总进料为重质454℃+馏分的初始93％w的4.7倍。
轻质C4-343℃裂化产物与DAO的轻质C4-343℃馏分被一并送到烯烃-芳族化合物烷基化以实现基本上100％的烯烃转化。所得烯烃-芳族化合物烷基化产物与来自热裂化器的剩余343℃+馏分和旁通热裂化器的馏分共混，产生最终升级油。
实施例5到7中的数据示出了相比于现有技术的来自初始进料的升级油性质的改善，其具有升高的API、降低的粘度和减少的微碳、硫、氮、镍、钒和烯烃含量，同时仍然表现出高液体体积产物收率，以及经济优势。
由于可以对本发明的优选实施方式进行许多改变而不背离其范围，本文所含全部内容旨在对本发明作出说明而不加限制。

Claims (47)

1.一种升级油的方法，其包括：
提供重油，其中所述重油进一步包含至少一种溶解气、沥青质、水和矿物固体；
从所述重油降低至少一种溶解气；
以预定的链烷溶剂:重油比将链烷溶剂加入到所述重油中，并且在将链烷溶剂加入所述重油的过程中加入水滴；
从所述重油分离沥青质、水和矿物固体，以产生
(i)脱沥青的或部分脱沥青油-链烷溶剂流，简称DAO-链烷溶剂流，其包括低沥青质含量的DAO-链烷溶剂流，和
(ii)沥青质-矿物固体-链烷溶剂-水浆料流；
从所述沥青质-矿物固体-链烷溶剂-水浆料流分离链烷溶剂和水；
将所述DAO-链烷溶剂流分离为富链烷溶剂流和DAO流；和
将稀释剂加入到所述DAO流以产生升级油。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述将所述DAO-链烷溶剂流分离为富链烷溶剂流和DAO流进一步包括至少一个分馏步骤。
3.根据权利要求2所述的方法，其进一步包括使所述DAO-链烷溶剂流经受至少一个超临界链烷溶剂回收步骤，接着是至少一个分馏步骤。
4.根据权利要求2所述的方法，其中所述DAO-链烷溶剂流被分馏，产生富链烷溶剂流、至少一个馏出物烃馏分流和至少一个重质残余物馏分流。
5.根据权利要求4所述的方法，其进一步包括裂化所述至少一个重质残余物馏分流的一部分，形成至少一个裂化流。
6.根据权利要求5所述的方法，其中对于所述至少一个分馏步骤，所述至少一个裂化流与所述DAO-链烷溶剂流混合。
7.根据权利要求5所述的方法，其中所述裂化进一步包括至少一个裂化反应室。
8.根据权利要求7所述的方法，其中所述至少一个裂化反应室选自常规上流式裂化反应室和高效裂化反应室。
9.根据权利要求4所述的方法，其进一步包括处理所述至少一个馏出物烃馏分，以减少烯烃和二烯烃，产生至少一个处理的馏出物烃馏分流。
10.根据权利要求9所述的方法，其进一步包括处理所述至少一个馏出物烃馏分，以减少烯烃和二烯烃，产生至少两个馏出物烃馏分流，其中至少一个流是未处理的而另一个是处理的。
11.根据权利要求10所述的方法，其进一步包括将所述至少一个处理的馏出物烃馏分流、或所述至少一个处理的和至少一个未处理的馏出物流二者与所述至少一个重质残余物馏分流的一部分混合形成升级油。
12.根据权利要求8所述的方法，其中当所述至少一个裂化反应室是高效裂化反应室时，并且所述至少一个重质残余物馏分流被裂化为轻质裂化流和重质裂化流。
13.根据权利要求12所述的方法，其中所述重质裂化流被再循环到将链烷溶剂加入到所述重油中的步骤，并且所述轻质裂化流与所述DAO-链烷溶剂流混合。
14.根据权利要求1所述的方法，其中所述降低至少一种溶解气包括将所述重油引入到至少一个分离器。
15.根据权利要求14所述的方法，其中所述至少一个分离器选自重力分离器或离心机。
16.根据权利要求5所述的方法，其中所述裂化在催化蒸汽裂化器中进行，并且至少一种催化剂被加入到待裂化的所述重质残余物馏分流中。
17.根据权利要求1所述的方法，其中所述链烷溶剂:重油比为从0.6到10.0w/w。
18.根据权利要求17所述的方法，其中所述链烷溶剂:重油比为从1.0到6.0w/w。
19.根据权利要求1所述的方法，其中产生脱沥青的或部分脱沥青油-链烷溶剂流的从所述重油分离沥青质、水和矿物固体在从环境温度到所述链烷溶剂的临界温度的温度下进行。
20.根据权利要求19所述的方法，其中所述分离在从35℃到267℃的温度下进行。
21.根据权利要求19所述的方法，其中所述分离在从60℃到200℃的温度下进行。
22.根据权利要求1所述的方法，其中从所述重油分离沥青质、水和矿物固体的步骤在从所述链烷溶剂蒸汽压到高于所述链烷溶剂临界压力的压力下进行。
23.根据权利要求22所述的方法，其中所述分离的步骤在从比所述链烷溶剂蒸汽压高10％到比所述链烷溶剂临界压力高20％的压力下进行。
24.根据权利要求1所述的方法，其中从所述重油分离沥青质、水和矿物固体的步骤除去至少最小量的沥青质，产生与重油相比具有改进的性质的升级油。
25.根据权利要求5所述的方法，其中从所述重油分离沥青质、水和矿物固体的所述步骤在裂化所述至少一个重质残余物馏分流的一部分之前除去至少最小量的沥青质。
26.根据权利要求25所述的方法，其中当所述裂化包括催化裂化时，并且所述分离除去至少最小量的沥青质，允许催化裂化进行。
27.根据权利要求26所述的方法，其中所述催化裂化是催化蒸汽裂化。
28.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括降低所述重油的水含量。
29.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括从所述DAO-链烷溶剂流超临界链烷溶剂回收链烷溶剂流。
30.根据权利要求1所述的方法，其中所述水滴具有在5到500微米范围内的平均水滴直径。
31.根据权利要求1所述的方法，其中所述水滴具有在50到150微米范围内的平均水滴直径。
32.根据权利要求1所述的方法，其中所述水滴以沥青质的0.5到1.5体积/体积的量加入，其中所述沥青质是从所述重油废弃的。
33.根据权利要求16所述的方法，其中所述催化剂是纳米催化剂。
34.根据权利要求33所述的方法，其中所述纳米催化剂具有20到120纳米的粒度。
35.根据权利要求34所述的方法，其中所述纳米催化剂进一步包含选自稀土氧化物、IV族金属及其混合物的金属与NiO、CoOx、碱金属和MoO3的组合。
36.一种升级油的方法，其包括：
以预定的链烷溶剂:重油比将链烷溶剂加入到重油中，以形成重油-链烷溶剂混合物；
将平均水滴直径为5至500微米的水滴加入所述重油-链烷溶剂混合物；
从所述重油分离沥青质、水和矿物固体以产生：
包含脱沥青油的第一流和，
包含沥青质、水和矿物固体的第二流；
分离所述第二流以回收链烷溶剂并将至少部分所述链烷溶剂再循环至将链烷溶剂加入到所述重油中的步骤；
将所述第一流分离成：
富链烷溶剂流并将至少部分所述富链烷溶剂流再循环至将链烷溶剂加入到所述重油中的步骤，
升级的馏出物流和
底部重质残余物馏分；
裂化至少部分所述底部重质残余物馏分以产生裂化流，并将至少部分所述裂化流再循环至所述第一流；
使至少部分所述升级馏出物流与非均相催化剂接触以产生升级油流，所述非均相催化剂选自无定形二氧化硅-氧化铝，结构化二氧化硅-氧化铝分子筛，MCM-41，晶体二氧化硅-氧化铝沸石，MWW、BEA、MOR、MFI和FAU族沸石，固体磷酸，铝磷酸盐和硅铝磷酸盐，AEL族沸石，杂多酸，酸性树脂，酸化金属及其混合物。
37.根据权利要求36所述的方法，其进一步包括从所述第一流超临界链烷溶剂回收链烷溶剂流。
38.一种升级油的方法，其包括：
以预定的链烷溶剂:重油比将链烷溶剂加入到重油中，以形成重油-链烷溶剂混合物；
将平均水滴直径为5至500微米的水滴加入所述重油-链烷溶剂混合物；
从所述重油分离沥青质、水和矿物固体以产生：
包含脱沥青油的第一流和，
包含沥青质、水和矿物固体的第二流；
分离所述第二流以回收链烷溶剂并将至少部分所述链烷溶剂再循环至将链烷溶剂加入到所述重油中的步骤；
将所述第一流分离成：
富链烷溶剂流并将至少部分所述富链烷溶剂流再循环至将链烷溶剂加入到所述重油中的步骤，
升级的馏出物流和
底部重质残余物馏分；
裂化至少部分所述底部重质馏分以产生底部重质裂化流；
在高效裂化室中裂化所述底部重质裂化残余物馏分以产生轻质裂化流和第二底部重质裂化流，将至少部分所述第二底部重质裂化流再循环至将链烷溶剂加入重油的步骤；
使至少部分所述升级馏出物流与非均相催化剂接触以产生升级油流，所述非均相催化剂选自无定形二氧化硅-氧化铝，结构化二氧化硅-氧化铝分子筛，MCM-41，晶体二氧化硅-氧化铝沸石，MWW、BEA、MOR、MFI和FAU族沸石，固体磷酸，铝磷酸盐和硅铝磷酸盐，AEL族沸石，杂多酸，酸性树脂，酸化金属及其混合物。
39.根据权利要求38所述的方法，其进一步包括从所述第一流超临界链烷溶剂回收链烷溶剂流。
40.根据权利要求9所述的方法，其中所述处理是烯烃-芳族化合物烷基化。
41.根据权利要求9所述的方法，其中所述处理包括使所述至少一个馏出物烃馏分与至少一种催化剂接触。
42.根据权利要求41所述的方法，其中所述至少一种催化剂是酸催化剂。
43.根据权利要求41所述的方法，其中所述催化剂是非均相催化剂。
44.根据权利要求43所述的方法，其中所述非均相催化剂选自无定形二氧化硅-氧化铝，结构化二氧化硅-氧化铝分子筛，MCM-41，晶体二氧化硅-氧化铝沸石，MWW、BEA、MOR、MFI和FAU族沸石，固体磷酸，铝磷酸盐和硅铝磷酸盐，AEL族沸石，杂多酸，酸性树脂，酸化金属及其混合物。
45.根据权利要求41所述的方法，其中所述处理进一步包括减少杂原子。
46.根据权利要求41所述的方法，其中所述处理产生至少一个处理的馏出物烃馏分流。
47.根据权利要求46所述的方法，其进一步包括将所述至少一个处理的馏出物烃馏分流与所述至少一个重质残余物馏分流的未裂化部分混合，形成升级油。
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