CN110540868B - 一种低成本油品裂解制乙烯的系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种低成本油品裂解制乙烯的系统，包括原油预处理工段、液体裂解工段、气体裂解工段、油品汽提工段和精馏分离工段，通过管道将上述工段进行连接。其优点在于，利用油品汽提工段对预处理原油进行水蒸汽汽提蒸馏，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，其中的气相馏分和轻液相馏分分别送至气体裂解工段和液体裂解工段进行裂解反应，由此缩短了工艺流程、提高了原料利用率、降低了生产成本；乙烯联合装置从原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯的生产成本从现有技术4826～8044元人民币/吨乙烯下降到4252～6895元人民币/吨乙烯，降幅达11.9～14.3％，取得了较好的经济效益。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，尤其涉及一种低成本油品裂解制乙烯的系统。
背景技术
石油化工在国民经济和社会发展中占有举足轻重的地位，石油化工的进步促进了国民经济的巨大发展。蒸汽热裂解工艺是广泛应用于生产乙烯、丙烯、丁二烯等烯烃产品和苯、甲苯、二甲苯等芳烃产品“三烯、三苯”的石油化工工艺，是生产各种重要有机化工产品的基础，并进一步生产合成树脂、合成橡胶、合成纤维三大产品。采用石油烃生产乙烯的裂解原料可以是乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分，也可以是石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分。现有技术采用工艺流程复杂的炼油装置才能得到这些裂解原料，如：常减压装置“三塔二炉”工艺流程，又如：加氢裂化装置“二炉二反一压一塔”工艺流程，再如：渣油加氢装置“一压一炉一反二塔”工艺流程，而蒸汽热裂解的裂解原料从乙烷到加氢尾油都可以适用，并不需要将宽馏分油的原油进行严格分离与精制，实际上将原油加以简单分离处理，就可以作为裂解原料制备乙烯等产品；因此现有技术存在工艺流程长、生产成本高的问题。
现有技术中的专利申请号00807697.9原油的处理方法，公开了将原油蒸馏分离成馏出油和重质油分的原油蒸馏分离工序和将由该原油蒸馏分离工序分离实质上从底部得到的重质油分进行热裂解而轻质化的热裂解工序和蒸馏分离由该热裂解工序轻质化得到的热裂解生成物的热裂解生成物蒸馏分离工序的原油的处理方法，由此可以谋求工艺流程的简化和节省空间，还可以谋求处理成本的降低。现有技术中的专利申请号200880016254.5使用常压渣油热裂解烃，公开了在裂化炉中热裂化烃原料的方法，其中原料首先经过蒸发步骤，在该蒸发步骤中至少蒸发原料的绝大部分，将形成的蒸气送至裂化炉中作为裂化炉的原料，改进之处包括提供大量从原油常压热蒸馏形成渣油组成的裂化原料，以及使常压渣油原料经过蒸发步骤。现有技术中的专利申请号201510058860.5使用全馏分原油原料生产烯烃，公开了全馏分原油原料经受蒸发条件直到大量蒸发而轻微的裂解最小化，全馏分原油原料生成的蒸气在乙烯裂解炉的辐射区进行剧烈的蒸汽热裂解反应；从全馏分原油原料中留下一些剩余的液体，全馏分原油原料剩余的液体与至少一种急冷油混合，由此，使用全馏分原油原料经过蒸汽热裂解反应生产烯烃。
现有技术中的专利申请号00807697.9原油的处理方法，虽然降低了生产成本，但是该方法仅仅适用于小规模的石油炼制装置，热裂解处理油品主要的目的是重质油品轻质化，最终产品是馏分油，并不能生产乙烯、丙烯产品。现有技术中的专利申请号200880016254.5使用常压渣油热裂解烃，将原料经过蒸发步骤，需要在常压渣油中加入至少一种轻质汽油、轻质石脑油、中质石脑油、重质石脑油、天然汽油和冷凝物，仅仅利用原料总重量20wt％的常压渣油作为裂化原料，原油利用率较低。现有技术中的专利申请号201510058860.5使用全馏分原油原料生产烯烃，仅仅将全馏分原油中的蒸气部分送入乙烯裂解炉辐射区进行蒸汽热裂解反应，剩余液体与急冷油混合，原油利用率也较低。综上所述，现有技术存在工艺流程长、原料利用率低、生产成本高的问题。
因此，亟需一种简化工艺流程，对宽馏分原油进行简单处理即可进行热裂解制乙烯的系统。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术中的不足，提供一种低成本油品裂解制乙烯的系统。
本发明的目的是，提供一种低成本油品裂解制乙烯的系统。
一种低成本油品裂解制乙烯的系统，包括：
原油预处理工段；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段分别与所述液体裂解工段和所述气体裂解工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段分别与所述液体裂解工段和所述气体裂解工段通过管道连接；
所述低成本油品裂解制乙烯的系统包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油预处理工段处理后，得到预处理原油；
步骤S2、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S1得到的所述预处理原油分别经液体裂解工段对流段和气体裂解工段对流段处理得到的预热原油经油品汽提工段处理后，分别得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S3、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述轻液相馏分经所述液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述气相馏分经所述气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S5、所述步骤S3得到的所述第一裂解气和所述步骤S4得到的所述第二裂解气经所述精馏分离工段处理后，得到甲烷氢副产品、乙烯产品、丙烯产品、混合C4副产品、裂解汽油副产品和裂解燃料油。
优选地，所述原油预处理工段包括：脱盐处理设备和脱水处理设备；
其中，所述脱盐处理设备和所述脱水处理设备顺次通过管道连接。
优选地，所述精馏分离工段包括急冷单元、压缩单元和分离单元；
其中，所述急冷单元、所述压缩单元和所述分离单元顺次通过管道连接。
优选地，所述急冷单元包括：急冷油设备和急冷水设备；
其中，所述急冷油设备和所述急冷水设备顺次通过管道连接。
优选地，所述压缩单元包括：增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备、干燥处理设备；
其中，所述增压处理设备、所述碱洗处理设备、所述水洗处理设备和所述干燥处理设备顺次通过管道连接。
优选地，所述分离单元包括：深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备；
其中，所述深冷设备、所述脱甲烷设备、所述脱乙烷设备、所述乙烯精馏设备、所述脱丙烷设备、所述丙烯精馏设备和所述脱丁烷设备进行组合连接。
优选地，所述步骤S2得到的所述重液相馏分和所述步骤S5得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品。
优选地，在所述步骤S1中，在所述原油预处理工段内，对所述宽馏分原油依次进行脱盐预处理和脱水预处理。
优选地，在所述步骤S5中，在所述精馏分离工段内，对所述第一裂解气和所述第二裂解气依次进行急冷处理、压缩处理和分离处理。
优选地，在所述步骤S5中，所述急冷处理包括：对所述第一裂解气和所述第二裂解气依次进行急冷油处理和急冷水处理。
优选地，在所述步骤S5中，所述压缩处理包括：对所述急冷处理后的所述第一裂解气和所述第二裂解气依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
优选地，在所述步骤S5中，所述分离处理包括：对所述压缩处理后的所述第一裂解气和所述第二裂解气按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
优选地，所述步骤S2得到的所述重液相馏分和所述步骤S5得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品。
优选地，在所述步骤S1中，所述原油预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％。
优选地，在所述步骤S2中，所述油品汽提工段的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃。
优选地，在所述步骤S2中，所述预热原油与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.03～0.27。
优选地，在所述步骤S3中，所述液体裂解工段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃。
优选地，在所述步骤S3中，所述轻液相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
优选地，在所述步骤S4中，所述气体裂解工段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃。
优选地，在所述步骤S4中，所述气相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
优选地，在所述步骤S5中，所述压缩单元为多段压缩单元。
优选地，在所述步骤S5中，所述压缩单元为五段压缩单元。
优选地，在所述步骤S5中，所述精馏分离工段采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
本发明采用以上技术方案，与现有技术相比，具有如下技术效果：
本发明的一种低成本油品裂解制乙烯的系统，利用油品汽提工段对预处理原油进行水蒸汽汽提蒸馏，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，其中的气相馏分和轻液相馏分分别送至气体裂解工段和液体裂解工段进行裂解反应，由此缩短了工艺流程、提高了原料利用率、降低了生产成本；乙烯联合装置从原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯的生产成本从现有技术4826～8044元人民币/吨乙烯下降到4252～6895元人民币/吨乙烯，降幅达11.9～14.3％，取得了较好的经济效益。
附图说明
图1是本发明一个示意性低成本油品裂解制乙烯系统的流程图。
图2是本发明一个示意性低成本油品裂解制乙烯步骤的流程图。
其中的附图标记为：原油预处理工段1、气体裂解工段2、液体裂解工段3、油品汽提工段4、精馏分离工段5、宽馏分原油11、预处理原油12、预热原油14、气相馏分15、轻液相馏分16、重液相馏分17、过热水蒸汽21、过热水蒸汽26、第一裂解气31、第二裂解气32、甲烷氢副产品34、乙烯产品35、丙烯产品36、混合C4副产品37、裂解汽油副产品38、裂解燃料油33、裂解燃料油副产品39。
具体实施方式
下面将结合本发明中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。
下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明，但不作为本发明的限定。
实施例1
本实施例为本发明的一个示意性实施例。
如图1所示，一种低成本油品裂解制乙烯的系统，包括原油预处理工段1、气体裂解工段2、液体裂解工段3、油品汽提工段4和精馏分离工段5，原油预处理工段1分别与气体裂解工段2和液体裂解工段3通过管道连接，油品汽提工段4分别与气体裂解工段2和液体裂解工段3通过管道连接，精馏分离工段5分别与气体裂解工段2和液体裂解工段3通过管道连接。
进一步地，原油预处理工段1包括脱盐处理设备和脱水处理设备，分别用于对宽馏分原油11进行脱盐预处理和脱水预处理。
进一步地，脱盐处理设备和脱水处理设备顺次通过管道连接。
进一步地，液体裂解工段3使用的设备为液体裂解炉。
进一步地，气体裂解工段2使用的设备为气体裂解炉。
进一步地，油品汽提工段4使用的设备为油品汽提塔。
进一步地，精馏分离工段5包括急冷单元、压缩单元和分离单元。
进一步地，急冷单元包括急冷油设备和急冷水设备，分别用于对裂解气进行急冷油处理和急冷水处理。
进一步地，急冷油设备和急冷水设备顺次通过管道连接。
进一步地，急冷油设备为急冷油塔，急冷水设备为急冷水塔。
进一步地，压缩单元包括增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备和干燥处理设备，分别用于对急冷处理后的裂解气进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
进一步地，增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备和干燥处理设备顺次通过管道连接。
进一步地，分离单元包括深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备，分别用于对压缩处理后的裂解气进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
进一步地，深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备通过管道顺序连接。
进一步地，除上述描述的顺序分离工艺外，在精馏分离工段5内还可以采用前脱乙烷分离工艺或前脱丙烷分离工艺，区别仅仅在于上述设备的顺序略有不同。
如图2所示，上述低成本油品裂解制乙烯的系统，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油11经原油预处理工段1处理后，得到预处理原油12；
步骤S2、于过热水蒸汽21的作用下，步骤S1得到的预处理原油12分别经液体裂解工段对流段3和气体裂解工段对流段2处理得到的预热原油14经油品汽提工段4处理后，分别得到气相馏分15、轻液相馏分16和重液相馏分17；
步骤S3、于过热水蒸汽的作用下，步骤S2得到的轻液相馏分16经液体裂解工段3处理后，得到第一裂解气31；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，步骤S2得到的气相馏分15经气体裂解工段2处理后，得到第二裂解气32；
步骤S5、步骤S3得到的第一裂解气31和步骤S4得到的第二裂解气32经精馏分离工段5处理后，得到甲烷氢副产品34、乙烯产品35、丙烯产品36、混合C4副产品37、裂解汽油副产品38和裂解燃料油33。
其中，在上述步骤中，步骤S3和步骤S4为并列的步骤。
进一步地，在步骤S5中，对第一裂解气31和第二裂解气32依次进行急冷处理、压缩处理和分离处理。
进一步地，在步骤S5中，对第一裂解气31和第二裂解气32依次急冷油处理和急冷水处理。
进一步地，在步骤S5中，对急冷处理后的第一裂解气31和第二裂解气32依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
进一步地，在步骤S5中，对压缩处理后的第一裂解气31和第二裂解气32依次进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
进一步地，步骤S2得到的重液相馏分17和步骤S5得到的裂解燃料油33合并得到裂解燃料油副产品39。
进一步地，在步骤S1中，在原油预处理工段1内，对宽馏分原油11依次进行脱盐预处理和脱水预处理，从而得到预处理原油12。
进一步地，在步骤S1中，原油预处理工段1的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％。
进一步地，在步骤S2中，油品汽提工段4的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃。
进一步地，在油品汽提工段4内，预热原油14与过热水蒸汽26的质量比为1：0.03～0.27。
进一步地，在步骤S3中，液体裂解工段3的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃。
进一步地，在液体裂解工段3内，轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
进一步地，在步骤S4中，气体裂解工段2的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃。
进一步地，在气体裂解工段2内，气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
进一步地，压缩单元为多级压缩单元。
进一步地，压缩单元为五段压缩单元。
进一步地，在步骤S5中，精馏分离工段5采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
本发明的一个具体实施过程如下：将宽馏分原油11输入至原油预处理工段1进行脱盐、脱水等预处理，预处理得到的预处理原油12分别输入至气体裂解工段2和液体裂解工段3；分别向气体裂解工段2和液体裂解工段3输入过热水蒸汽21，其中，过热水蒸汽21被分别输入至液体裂解工段3内的液体裂解炉的对流段和气体裂解工段2内的气体裂解炉的对流段；在液体裂解工段3和气体裂解工段2内，预处理原油12被预热，预热后的预热原油14和预热后的过热水蒸汽26输入至油品汽提工段4；在油品汽提工段4内，过热水蒸汽26与预热原油14进行气液接触，发生传热传质过程，预热原油14被分为气相馏分15、轻液相馏分16和重液相馏分17，其中，气相馏分15从油品汽提工段4的顶部(即油品汽提塔的塔顶)流出并输入至气体裂解工段2(输入至气体裂解炉的对流段)，轻液相馏分16从油品汽提工段4的中部(即油品汽提塔的塔中部)侧线流出并输入至液体裂解工段3(输入至液体裂解炉的对流段)，重液相馏分17从油品汽提工段4的底部(即油品汽提塔的塔底)流出；在液体裂解工段3内，轻液相馏分16在液体裂解炉的对流段与过热水蒸汽被进一步预热至横跨温度后，进入液体裂解炉的辐射段，发生蒸汽热裂解反应，生成第一裂解气31，其中，第一裂解气31包括三烯、三苯等产品，第一裂解气31从液体裂解炉的辐射段流出，并输入至精馏分离工段5；在气体裂解工段2内，气相馏分15在气体裂解炉的对流段与过热水蒸汽被进一步预热至横跨温度后，进入气体裂解炉的辐射段，发生蒸汽热裂解反应，生成第二裂解气32，其中，第二裂解气32包括乙烯、丙烯等产品，第二裂解气32从气体裂解炉的辐射段流出，并输入至精馏分离工段5；在精馏分离工段5内，第一裂解气31和第二裂解气32依次经过急冷处理(急冷油处理、急冷水处理)、压缩处理(增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理)、精馏分离处理(深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理)，分别得到甲烷氢副产品34、乙烯产品35、丙烯产品36、混合C4副产品37、裂解汽油副产品38和裂解燃料油33，裂解燃料油33和重液相馏分17合并形成裂解燃料油副产品39。
本发明的优点在于，利用油品汽提工段对预处理原油进行水蒸汽汽提蒸馏，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，其中的气相馏分和轻液相馏分分别送至气体裂解工段和液体裂解工段进行裂解反应，由此缩短了工艺流程、提高了原料利用率、降低了生产成本；乙烯联合装置从原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯的生产成本从现有技术4826～8044元人民币/吨乙烯下降到4252～6895元人民币/吨乙烯，降幅达11.9～14.3％，取得了较好的经济效益。
实施例2
为验证上述低成本油品裂解制乙烯系统的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组1
一采用本发明的低成本油品裂解制乙烯系统的石油工厂，其乙烯生产规模为150万吨/年，宽馏分原油为沙特阿拉伯轻质原油，该原油的主要性质如下：
| 原油分类 | 高硫中间基 | 初馏点/℃ | 91 |
| 密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> | 859.8 | 馏出率(V)/％ | |
| API | 32.35 | 100℃ | 3.11 |
| 凝点/℃ | -17 | 150℃ | 13.02 |
| 蜡含量/％ | 3.48 | 200℃ | 22.64 |
| 残碳/％ | 4.25 | 250℃ | 32.07 |
| 元素分析 | 300℃ | 40.99 | |
| 硫/％ | 2.30 | 350℃ | 48.83 |
| 氮/％ | 0.05 | 400℃ | 58.03 |
| 镍/μg·g<sup>-1</sup> | 5.40 | 450℃ | 64.79 |
| 钒/μg·g<sup>-1</sup> | 18.30 | 500℃ | 72.55 |
其热裂解制乙烯步骤同实施例1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为25℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为25℃；
脱盐率为99.5％，脱水率为98.0％；
气体裂解工段2：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.19MPaA，反应温度为848℃；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.30；
液体裂解工段3：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.19MPaA，反应温度为822℃；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.80；
油品汽提工段4：
操作压力为0.24MPaA，顶部操作温度为90℃，底部操作温度为395℃；
预热原油14与过热水蒸汽26的质量比为1：0.09；
精馏分离工段5采用顺序分离工艺流程。
该实验组的生产成本如下：乙烯产品的生产成本为4252元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为4213元人民币/吨。
对照组1
石油烃蒸汽热裂解生产乙烯的裂解原料可以采用乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分，也可以采用石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分。目前采用工艺流程复杂的油品炼制装置和油品精制装置才能得到这些裂解原料，如：常减压装置“三塔二炉”工艺流程，原料需要经过初分馏塔、常压加热炉、常压精馏塔、减压加热炉、减压精馏塔才能得到作为裂解原料的产品；又如：加氢裂化装置“二炉二反一压一塔”工艺流程，原料需要经过第一加热炉、第一加氢反应器、第二加热炉、第二加氢反应器、循环氢压缩机、精馏分离塔才能得到作为裂解原料的产品；再如：渣油加氢装置“一压一炉一反二塔”工艺流程，原料需要经过氢气压缩机、加热炉、加氢反应器、胺洗塔、产品汽提塔才能得到作为裂解原料的产品。
蒸汽热裂解生产乙烯工艺首先是乙烷、丙烷、丁烷等气相馏分裂解原料和石脑油、常压柴油、加氢尾油等液相馏分裂解原料分别进入气体裂解炉和液体裂解炉，裂解原料经过对流段的预热，达到横跨温度后再进入辐射段，在辐射段内，裂解原料发生蒸汽热裂解反应生成三烯、三苯等主要产品；然后辐射段流出经过急冷锅炉降温的裂解气进入急冷工段中的急冷油塔、急冷水塔进行精馏分离，之后急冷水塔塔顶流出的裂解气进入压缩单元进行增压、碱洗、水洗、干燥处理，最后进入精馏分离工段，经过冷箱深冷、脱甲烷塔、脱乙烷塔、乙烯精馏塔、脱丙烷塔、丙烯精馏塔、脱丁烷塔，得到乙烯产品、丙烯产品和甲烷氢副产品、混合C4副产品、裂解汽油副产品、裂解燃料油副产品。
现有技术生产规模为150万吨/年的乙烯联合装置从采用沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到沙特阿拉伯石脑油，再到乙烯装置制备纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合装置合计的乙烯产品成本为4826元人民币/吨，丙烯产品成本为4798元人民币/吨。
由实验组1的生产成本和对照组1的生产成本可知，采用本发明的系统，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为4252元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为4213元人民币/吨；采用现有工艺，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为4826元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为4798元人民币/吨；两者对比可知，本发明的生产成本远小于现有技术。
实施例3
为验证上述低成本油品裂解制乙烯系统的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组2
一采用本发明的低成本油品裂解制乙烯系统的石油工厂，其乙烯生产规模为11.5万吨/年，宽馏分原油为胜利原油，该原油的主要性质如下：
| 原油分类 | 含硫中间基 | 初馏点/℃ | 108 |
| 密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> | 923.6 | 馏出率(V)/％ | |
| API | 21.1 | 100℃ | 0.91 |
| 凝点/℃ | 14 | 120℃ | 1.05 |
| H<sub>2</sub>O含量/％ | 2.50 | 140℃ | 2.21 |
| 蜡含量/％ | 9.1 | 160℃ | 3.19 |
| 沥青质/％ | 1.42 | 180℃ | 4.60 |
| 胶质/％ | 19.90 | 200℃ | 5.82 |
| 残碳/％ | 7.22 | 220℃ | 7.06 |
| 灰分/％ | 0.040 | 240℃ | 8.16 |
| 元素分析 | 260℃ | 9.29 | |
| 硫/％ | 1.03 | 280℃ | 11.55 |
| 氮/％ | 0.37 | 300℃ | 13.82 |
| 镍/μg·g<sup>-1</sup> | 26.38 | 400℃ | 29.70 |
| 钒/μg·g<sup>-1</sup> | 1.61 | 500℃ | 47.30 |
其热裂解制乙烯步骤同实施例1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.52MPaA，操作温度为30℃；
出口：操作压力为0.32MPaA，操作温度为30℃；
脱盐率为99.7％，脱水率为97.5％；
气体裂解工段2：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.22MPaA，反应温度为859℃；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.35；
液体裂解工段3：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.22MPaA，反应温度为829℃；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.90；
油品汽提工段4：
操作压力为0.27MPaA，顶部操作温度为105℃，底部操作温度为412℃；
预热原油14与过热水蒸汽26的质量比为1：0.12；
精馏分离工段5采用顺序分离工艺流程。
该实验组的生产成本如下：乙烯产品的生产成本为6895元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为5689元人民币/吨。
对照组2
现有技术生产规模为11.5万吨/年的乙烯联合装置从采用胜利原油炼制出发到胜利石脑油，再到乙烯装置制备纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合装置合计的乙烯产品成本为8044元人民币/吨，丙烯产品成本为6608元人民币/吨。
由实验组2的生产成本和对照组2的生产成本可知，采用本发明的系统，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为6895元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为5689元人民币/吨；采用现有工艺，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为8044元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为6608元人民币/吨；两者对比可知，本发明的生产成本远小于现有技术。
实施例4
为验证上述低成本油品裂解制乙烯系统的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组3
一采用本发明的低成本油品裂解制乙烯系统的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为伊朗轻质原油，该原油的主要性质如下：
| 原油分类 | 含硫中间基 | 初馏点/℃ | 92 |
| 密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> | 855.3 | 馏出率(V)/％ | |
| API | 33.21 | 100℃ | 2.87 |
| 凝点/℃ | -14 | 150℃ | 13.84 |
| 蜡含量/％ | 4.43 | 200℃ | 23.20 |
| 残碳/％ | 4.51 | 250℃ | 30.01 |
| 元素分析 | 300℃ | 38.01 | |
| 硫/％ | 1.43 | 350℃ | 43.15 |
| 氮/％ | 0.29 | 400℃ | 52.78 |
| 镍/μg·g<sup>-1</sup> | 17.20 | 450℃ | 61.59 |
| 钒/μg·g<sup>-1</sup> | 52.70 | 500℃ | 67.31 |
其热裂解制乙烯步骤同实施例1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.25MPaA，操作温度为10℃；
脱盐率为97.0％，脱水率为99.5％；
气体裂解工段2：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为830℃；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.20；
液体裂解工段3：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为800℃；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
油品汽提工段4：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为70℃，底部操作温度为370℃；
预热原油14与过热水蒸汽26的质量比为1：0.03；
精馏分离工段5采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组的生产成本如下：乙烯产品的生产成本为5248元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为4726元人民币/吨。
对照组3
现有技术生产规模为100万吨/年的乙烯联合装置从采用伊朗轻质原油炼制出发到伊朗石脑油，再到乙烯装置制备纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合装置合计的乙烯产品成本为5998元人民币/吨，丙烯产品成本为5389元人民币/吨。
由实验组3的生产成本和对照组3的生产成本可知，采用本发明的系统，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为5248元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为4726元人民币/吨；采用现有工艺，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为5998元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为5389元人民币/吨；两者对比可知，本发明的生产成本远小于现有技术。
实施例5
为验证上述低成本油品裂解制乙烯系统的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组4
一采用本发明的低成本油品裂解制乙烯系统的石油工厂，其乙烯生产规模为80万吨/年，宽馏分原油为大庆原油，该原油的主要性质如下：
| 原油分类 | 低硫石蜡基 | 初馏点/℃ | 113 |
| 密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> | 861.7 | 馏出率(V)/％ | |
| API | 32.0 | 100℃ | 0.2 |
| 凝点/℃ | 33 | 120℃ | 1.3 |
| H<sub>2</sub>O含量/％ | 0.01 | 140℃ | 2.5 |
| 蜡含量/％ | 26.3 | 160℃ | 3.8 |
| 沥青质/％ | 0.0 | 180℃ | 5.6 |
| 胶质/％ | 8.36 | 200℃ | 7.8 |
| 残碳/％ | 3.10 | 220℃ | 10.0 |
| 灰分/％ | 0.012 | 240℃ | 12.6 |
| 元素分析 | 260℃ | 15.6 | |
| 硫/％ | 0.11 | 280℃ | 17.6 |
| 氮/％ | 0.16 | 300℃ | 20.6 |
| 镍/μg·g<sup>-1</sup> | 3.06 | 400℃ | 30.5 |
| 钒/μg·g<sup>-1</sup> | 0.04 | 500℃ | 53.7 |
其热裂解制乙烯步骤同实施例1，具体工艺参数如下：
原油预处理工段1：
入口：操作压力为0.65MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为70℃；
脱盐率为99.9％，脱水率为95.0％；
气体裂解工段2：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为890℃；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
液体裂解工段3：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为860℃；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.20；
油品汽提工段4：
操作压力为0.40MPaA，顶部操作温度为190℃，底部操作温度为450℃；
预热原油14与过热水蒸汽26的质量比为1：0.27；
精馏分离工段5采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组的生产成本如下：乙烯产品的生产成本为6253元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为5307元人民币/吨。
对照组4
现有技术生产规模为80万吨/年的乙烯联合装置从采用大庆原油炼制出发到大庆石脑油，再到乙烯装置制备纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合装置合计的乙烯产品成本为7221元人民币/吨，丙烯产品成本为6114元人民币/吨。
由实验组4的生产成本和对照组4的生产成本可知，采用本发明的系统，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为6253元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为5307元人民币/吨；采用现有工艺，从沙特阿拉伯轻质原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯、纯度≥99.6mol％聚合级丙烯等主要产品为止，包括炼油、裂解、分离一体化的乙烯联合设备的乙烯产品的生产成本为7221元人民币/吨，丙烯产品的生成成本为6114元人民币/吨；两者对比可知，本发明的生产成本远小于现有技术。
对照组1～4的乙烯生产规模、裂解原料成本、乙烯产品成本、丙烯产品成本汇总，见下表：
| 比较例1 | 比较例2 | 比较例3 | 比较例4 | ||
| 裂解原料名称 | 沙特石脑油 | 胜利石脑油 | 伊朗石脑油 | 大庆石脑油 | |
| 乙烯生产规模 | (万吨/年) | 150 | 11.5 | 100 | 80 |
| 裂解原料成本 | (元人民币/吨) | 2714 | 4147 | 3019 | 3815 |
| 乙烯产品成本 | (元人民币/吨) | 4826 | 8044 | 5998 | 7221 |
| 丙烯产品成本 | (元人民币/吨) | 4798 | 6608 | 5389 | 6114 |
实验组1～4的乙烯生产规模、裂解原料成本、乙烯产品成本、丙烯产品成本汇总，见下表：
| 实施例1 | 实施例2 | 实施例3 | 实施例4 | ||
| 裂解原料名称 | 沙特轻质原油 | 胜利原油 | 伊朗轻质原油 | 大庆原油 | |
| 乙烯生产规模 | (万吨/年) | 150 | 11.5 | 100 | 80 |
| 裂解原料成本 | (元人民币/吨) | 2189 | 3840 | 2648 | 3261 |
| 乙烯产品成本 | (元人民币/吨) | 4252 | 6895 | 5248 | 6253 |
| 价格相对降幅 | (％) | 11.9 | 14.3 | 12.5 | 13.4 |
| 丙烯产品成本 | (元人民币/吨) | 4213 | 5689 | 4726 | 5307 |
| 价格相对降幅 | (％) | 12.2 | 13.9 | 12.3 | 13.2 |
由上述实验组1～4和对照组1～4可知，采用本发明的低成本油品裂解制乙烯的系统，将宽馏分原油进行简单蒸汽汽提蒸馏，得到气相馏分、轻液相馏分、重液相馏分；其中气相馏分、轻液相馏分分别送入气体裂解炉和液体裂解炉进行蒸汽热裂解制备乙烯的反应，由此缩短了工艺流程、提高了原料利用率、降低了生产成本。乙烯联合装置从原油炼制出发到纯度≥99.95mol％聚合级乙烯的生产成本从现有技术4826～8044元人民币/吨乙烯下降到4252～6895元人民币/吨乙烯，降幅达11.9～14.3％，取得了较好的经济效益。
以上所述仅为本发明较佳的实施例，并非因此限制本发明的实施方式及保护范围，对于本领域技术人员而言，应当能够意识到凡运用本发明说明书及图示内容所作出等同替换和显而易见变化所得到的方案，均应当包含在本发明的保护范围内。
Claims (10)
1.一种低成本油品裂解制乙烯的系统，包括：
原油预处理工段；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述原油预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段分别与所述液体裂解工段和所述气体裂解工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段分别与所述液体裂解工段和所述气体裂解工段通过管道连接；
所述低成本油品裂解制乙烯的系统的操作方法包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油预处理工段处理后，得到预处理原油；
步骤S2、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S1得到的所述预处理原油分别经所述液体裂解工段对流段和所述气体裂解工段对流段处理得到的预热原油经所述油品汽提工段处理后，分别得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S3、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述轻液相馏分经所述液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S2得到的所述气相馏分经所述气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S5、所述步骤S3得到的所述第一裂解气和所述步骤S4得到的所述第二裂解气经所述精馏分离工段处理后，得到甲烷氢副产品、乙烯产品、丙烯产品、混合C4副产品、裂解汽油副产品和裂解燃料油；
所述步骤S2得到的所述重液相馏分和所述步骤S5得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品。
2.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，所述原油预处理工段包括：脱盐处理设备和脱水处理设备；
其中，所述脱盐处理设备和所述脱水处理设备顺次通过管道连接；
所述精馏分离工段包括急冷单元、压缩单元和分离单元；
其中，所述急冷单元、所述压缩单元和所述分离单元顺次通过管道连接；
所述急冷单元包括：急冷油设备、急冷水设备；
其中，所述急冷油设备和所述急冷水设备顺次通过管道连接；
所述压缩单元包括：增压处理设备、碱洗处理设备、水洗处理设备、干燥处理设备；
其中，所述增压处理设备、所述碱洗处理设备、所述水洗处理设备和所述干燥处理设备顺次通过管道连接；
所述分离单元包括：深冷设备、脱甲烷设备、脱乙烷设备、乙烯精馏设备、脱丙烷设备、丙烯精馏设备和脱丁烷设备；
其中，所述深冷设备、所述脱甲烷设备、所述脱乙烷设备、所述乙烯精馏设备、所述脱丙烷设备、所述丙烯精馏设备和所述脱丁烷设备进行组合连接。
3.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S1中，在所述原油预处理工段内，对所述宽馏分原油依次进行脱盐预处理和脱水预处理；
在所述步骤S5中，在所述精馏分离工段内，对所述第一裂解气和所述第二裂解气依次进行急冷处理、压缩处理和分离处理。
4.根据权利要求3所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S5中，所述压缩处理包括：对所述急冷处理后的所述第一裂解气和所述第二裂解气依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理。
5.根据权利要求3所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S5中，所述分离处理包括：对所述压缩处理后的所述第一裂解气和所述第二裂解气按不同组合进行深冷处理、脱甲烷处理、脱乙烷处理、乙烯精馏处理、脱丙烷处理、丙烯精馏处理和脱丁烷处理。
6.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S1中，所述原油预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.45～0.65MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％，脱水率为95.0～99.5％。
7.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S2中，所述油品汽提工段的工作条件为：
操作压力为0.20～0.40MPaA，顶部操作温度为70～190℃，底部操作温度为370～450℃；
所述预热原油与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.03～0.27。
8.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S3中，所述液体裂解工段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃；
所述轻液相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.50～1.20。
9.根据权利要求1所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，在所述步骤S4中，所述气体裂解工段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃；
所述气相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
10.根据权利要求5所述的低成本油品裂解制乙烯的系统，其特征在于，所述精馏分离工段采用顺序分离工艺、前脱乙烷分离工艺、前脱丙烷分离工艺中的任意一种。
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Legal Events
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| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| GR01 | Patent grant | ||
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