CN111019702B - 一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统及其方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统，包括原油脱盐预处理工段、原油脱水预处理工段、原油预热处理工段、油品汽提工段、液体裂解工段、气体裂解工段、急冷油工段、急冷水工段、压缩工段和精馏分离工段，通过管道将上述工段进行连接。还涉及一种提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其优点在于，缩短制备裂解原料的工艺流程，将宽馏分原油进行简单蒸汽汽提蒸馏，得到气相馏分、轻液相馏分进行分炉裂解，气相原料采用较高反应温度以提高乙烯收率，液相原料采用较短停留时间以提高三烯三苯收率；由此原油利用率从现有技术20wt％提高到22.01～49.40wt％，取得了较好的技术效果。

Description

一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统及其方法
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，尤其涉及一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统及其方法。
背景技术
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、二甲苯等芳烃产品典型的石油化工工艺，因此乙烯装置是石油化工的龙头，也是一个国家石油化工发展水平的标志。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。为了得到这些裂解原料，现有技术采用工艺流程复杂的炼油装置，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。
同时，国内外也有采用原油作为裂解原料制备乙烯的发明专利报道。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200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法，公开了首先将烃类裂解进料在常压热蒸馏步骤中进行处理来形成轻汽油和常压渣油的混合物，轻汽油/常压渣油组合物在气化步骤中至少部分被气化，再将气化步骤的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯。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的技术方案。现有技术中的专利申请号200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法，仅仅将轻汽油/常压渣油组合物在气化步骤中至少部分被气化，再将气化步骤的占总重量20wt％的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯的技术方案。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的技术方案。上述现有技术发明专利的裂解原料利用率仅仅20wt％，而且由于采用轻裂解原料与重裂解原料混合的共裂解工艺，无法进行分炉裂解，难以设定最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间，因此现有技术存在工艺流程长、原油利用率低，乙烯收率也低的问题。
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，提供一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统及其方法。
本发明的第一个目的是，提供一种提高裂解制乙烯原料利用率的方法。
一种提高裂解制乙烯原料利用率的方法，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油脱盐预处理工段处理后，得到脱盐原油；
步骤S2、所述步骤S1得到的所述脱盐原油经原油脱水预处理工段处理后，得到脱水原油；
步骤S3、所述步骤S2得到的所述脱水原油经原油预热处理工段处理后，得到预热原油；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述预热原油经油品汽提工段处理后，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S5、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S4得到的所述轻液相馏分经液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S6、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S4得到的所述气相馏分经气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S7、所述步骤S5得到的所述第一裂解气经急冷油工段处理后，得到第三裂解气和裂解燃料油；
步骤S8、所述步骤S6得到的所述第二裂解气和所述步骤S7得到的所述第三裂解气经急冷水工段处理后，得到第四裂解气和第一裂解汽油；
步骤S9、所述步骤S8得到的所述第四裂解气经压缩工段处理后，得到高压裂解气；
步骤S10、所述步骤S9得到的所述高压裂解气经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副产品和第二裂解汽油。
优选地，所述步骤S4得到的所述重液相馏分和所述步骤S7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，所述步骤S8得到的所述第一裂解汽油和所述步骤S10得到的所述第二裂解汽油合并得到裂解汽油副产品。
优选地，在所述步骤S9中，在所述压缩工段内，对所述第四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S10中，在所述精馏分离工段内，对所述高压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，在所述步骤S10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。
优选地，在所述步骤S1中，所述原油脱盐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0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％。
优选地，在所述步骤S2中，所述原油脱水预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱水率为95.0～99.5％。
优选地，在所述步骤S3中，所述原油预热处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
优选地，在所述步骤S4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S4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S5中，所述液体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s。
优选地，在所述步骤S5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S6中，所述气体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s。
优选地，在所述步骤S6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S7中，所述急冷油工段的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃。
优选地，在所述步骤S8中，所述急冷水工段的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
优选地，在所述步骤S9中，所述压缩工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
优选地，在所述步骤S9中，所述压缩工段为多段压缩工段。
优选地，在所述步骤S9中，所述压缩工段为五段压缩工段。
本发明的另一个目的是，提供一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统。
一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统，包括：
原油脱盐预处理工段；
原油脱水预处理工段，所述原油脱水预处理工段与所述原油脱盐预处理工段通过管道连接；
原油预热处理工段，所述原油预热处理工段与所述原油脱水预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段与所述原油预热处理工段通过管道连接；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述油品气提工段通过管道连接；
急冷油工段，所述急冷油工段与所述液体裂解工段通过管道连接；
急冷水工段，所述急冷水工段分别与所述气体裂解工段和所述急冷油工段通过管道连接；
压缩工段，所述压缩工段与所述急冷水工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段与所述压缩工段通过管道连接。
优选地，所述压缩工段包括：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，所述精馏分离工段包括：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。
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：
本发明的一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统和方法，利用油品汽提工段，对预处理原油进行汽提处理，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分，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，由此既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以将轻重裂解原料进行分炉裂解，气相裂解原料采用相对较高的裂解反应温度以提高乙烯收率，液相裂解原料采用相对较短的裂解停留时间以提高三烯三苯收率；从而实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间的操作运行，提高原油利用率和乙烯收率；原油利用率从现有技术20wt％提高到22.01～49.40wt％，乙烯收率从现有技术16wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1是本发明一个示意性提高裂解制乙烯原料利用率系统的流程图。
图2是本发明一个示意性提高裂解制乙烯原料利用率方法的流程图。
其中的附图标记为：原油脱盐预处理工段1、原油脱水预处理工段2、原油预热处理工段3、油品汽提工段4、气体裂解工段5、液体裂解工段6、急冷油工段7、急冷水工段8、压缩工段9、精馏分离工段10、宽馏分原油11、脱盐原油12、脱水原油13、预热原油14、气相馏分15、轻液相馏分16、重液相馏分17、第一裂解气19、第二裂解气18、过热水蒸汽20、第三裂解气21、裂解燃料油22、第四裂解气23、第一裂解汽油24、高压裂解气25、第二裂解汽油26、甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34、裂解汽油副产品35、裂解燃料油副产品36。
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，一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统，包括原油脱盐预处理工段1、原油脱水预处理工段2、原油预热处理工段3、油品汽提工段4、气体裂解工段5、液体裂解工段6、急冷油工段7、急冷水工段8、压缩工段9和精馏分离工段10，原油脱盐预处理工段1、原油脱水预处理工段2、原油预热处理工段3与油品汽提工段4通过管道连接，气体裂解工段5分别与油品汽提工段4和急冷水工段8通过管道连接，液体裂解工段6分别与油品汽提工段4和急冷油工段7通过管道连接，急冷油工段7和急冷水工段8通过管道连接，急冷水工段8、压缩工段9和精馏分离工段10依次通过管道连接。
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，气体裂解工段5使用的设备为气体裂解炉。
进一步地，液体裂解工段6使用的设备为液体裂解炉。
进一步地，急冷油工段7使用的设备为急冷油塔。
进一步地，急冷水工段8使用的设备为急冷水塔。
进一步地，压缩工段9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，精馏分离工段10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进行顺序连接。
进一步地，除上述顺序分离工艺外，在精馏分离工段10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，应用于上述提高裂解制乙烯原料利用率的系统的方法，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油11经原油脱盐预处理工段1处理后，得到脱盐原油12；
步骤S2、步骤S1得到的脱盐原油12经原油脱水预处理工段2处理后，得到脱水原油13；
步骤S3、步骤S2得到的脱水原油13经原油预热处理工段3处理后，得到预热原油14；
步骤S4、于过热水蒸汽20的作用下，步骤S3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S5、于过热水蒸汽的作用下，步骤S4得到的轻液相馏分16经液体裂解工段6处理后，得到第一裂解气19；
步骤S6、于过热水蒸汽的作用下，步骤S4得到的气相馏分15经气体裂解工段5处理后，得到第二裂解气18；
步骤S7、步骤S5得到的第一裂解气19经急冷油工段7处理后，分别得到第三裂解气21和裂解燃料油22；
步骤S8、步骤S6得到的第二裂解气18和步骤S7得到的第三裂解气21经急冷水工段8处理后，分别得到第四裂解气23和第一裂解汽油24
步骤S9、步骤S8得到的第四裂解气23经压缩工段9处理后，得到高压裂解气25；
步骤S10、步骤S9得到的高压裂解气25经精馏分离工段10处理后，得到甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34和第二裂解汽油26。
其中，在上述步骤中，步骤S5和步骤S6为并列的步骤。
进一步地，在步骤S9中，在压缩工段9内，对第四裂解气23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S10中，在精馏分离工段10内，对高压裂解气25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。
进一步地，步骤S4得到的重液相馏分17和步骤S7得到的裂解燃料油22合并得到裂解燃料油副产品36。
进一步地，步骤S8得到的第一裂解汽油24和步骤S10得到的第二裂解汽油26合并得到裂解汽油副产品35。
进一步地，在步骤S1中，原油脱盐预处理工段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0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％。
进一步地，在步骤S2中，原油脱水预处理工段2的工作条件为：
入口：操作压力为0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱水率为95.0～99.5％。
进一步地，在步骤S3中，原油预热处理工段3的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
进一步地，在步骤S4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20的质量比为1：0.03～0.27。
进一步地，在步骤S5中，液体裂解工段辐射段6的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s。
进一步地，在液体裂解工段6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S6中，气体裂解工段辐射段5的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s。
进一步地，在气体裂解工段5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，在步骤S7中，急冷油工段7的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃。
进一步地，在步骤S8中，急冷水工段8的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
进一步地，在步骤S9中，压缩工段9的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
本发明的一个具体实施过程如下：将宽馏分原油11输入至原油脱盐预处理工段1进行脱盐预处理，脱盐处理得到的脱盐原油12输入至原油脱水预处理工段2进行脱水预处理，脱水处理得到的脱水原油13输入至原油预热处理工段3进行预热预处理，预热得到的预热原油14输入至油品汽提工段4；分别向油品汽提工段4、液体裂解工段6和气体裂解工段5输入过热水蒸汽，其中，过热水蒸汽被分别输入至液体裂解工段6内的液体裂解炉的对流段和气体裂解工段5内的气体裂解炉的对流段；在油品汽提工段4内，过热水蒸汽20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5(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6(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6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19，其中，第一裂解气19包括三烯、三苯等产品，第一裂解气19从液体裂解炉的辐射段流出，并输入至急冷油工段7；在气体裂解工段5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18，其中，第二裂解气18包括乙烯、丙烯等产品，第二裂解气18从气体裂解炉的辐射段流出，并输入至急冷水工段8；在急冷油工段7内，第一裂解气19经过急冷油塔精馏分离处理后，变成第三裂解气21和裂解燃料油22，第三裂解气21从急冷油工段7的顶部流出，并输入至急冷水工段8，裂解燃料油22从急冷油工段7的底部流出，裂解燃料油22和重液相馏分17合并形成裂解燃料油副产品36；在急冷水工段8内，第二裂解气18和第三裂解气21经过急冷水塔精馏分离处理后，变成第四裂解气23和第一裂解汽油24，第四裂解气23从急冷水工段8的顶部流出，并输入至压缩工段9，第一裂解汽油24从急冷水工段5的底部流出；在压缩工段9内，第四裂解气23依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理后，变成高压裂解气25，高压裂解气25从压缩工段9流出，并输入至精馏分离工段10；在精馏分离工段10内，高压裂解气25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后，分别得到甲烷氢副产品31、乙烯产品32、丙烯产品33、混合C4副产品34和第二裂解汽油26，第二裂解汽油26和第一裂解汽油24合并形成裂解汽油副产品35。
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，既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以将轻重裂解原料进行分炉裂解，气相裂解原料采用相对较高的裂解反应温度以提高乙烯收率，液相裂解原料采用相对较短的裂解停留时间以提高三烯三苯收率；从而实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间的操作运行，提高原油利用率和乙烯收率；原油利用率从现有技术20wt％提高到22.01～49.40wt％，乙烯收率从现有技术16wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
实施例2
为验证上述提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的可靠性，发明人进行了一组对照实验，如下：
实验组1
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为大庆原油，该原油的主要性质如下：
Figure BDA0002219367790000111
Figure BDA0002219367790000121
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为27℃；
出口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为27℃；
脱盐率99.0％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为27℃；
出口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为27℃；
脱水率98.8％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为27℃；
出口：操作压力为0.28MPaA，操作温度为386℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.28MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为391℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.08；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为875℃，停留时间为0.55s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为845℃，停留时间为0.20s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.70；
急冷油工段7：
操作压力为0.19MPaA，顶部操作温度为111℃，底部操作温度为160℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.18MPaA，顶部操作温度为43℃，底部操作温度为83℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.17MPaA，一段入口操作温度为43℃；五段出口操作压力为3.93MPaA，五段出口操作温度为86℃；
精馏分离工段10采用顺序分离工艺流程。
该实验组1的相关参数如下：原油利用率为25.85wt％，乙烯收率为29.96wt％。
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工段进行增压、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。
现有技术中的专利申请号200880016254.5使用常压渣油热裂解烃和200880021957.7使用常压蒸馏的烃热裂解方法以及201510058860.5使用全馏分原油原料生产烯烃，仅仅占总重量20wt％的气化产物进行蒸汽热裂解生产乙烯，原油利用率低，而且由于轻重裂解原料共裂解，无法分炉裂解，难以设定最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间。在通常操作条件下，生产规模为100万吨/年的乙烯装置，原油裂解炉辐射段的裂解反应压力0.15～0.35MPaA，裂解反应温度785～835℃，停留时间0.30～0.70s，过热水蒸汽与原油的质量比Ms：Mo＝0.70～1.30：1；原油蒸汽热裂解的原油利用率为20wt％，乙烯收率16wt％，由此原油利用率低，乙烯收率也低。
由实验组1和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至25.85wt％，乙烯收率由16wt％提高至29.96wt％。
实施例3
实验组2
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/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
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为31℃；
出口：操作压力为0.44MPaA，操作温度为31℃；
脱盐率99.1％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.44MPaA，操作温度为31℃；
出口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为31℃；
脱水率98.9％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为31℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为407℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.29MPaA，顶部操作温度为123℃，底部操作温度为412℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.09；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.24MPaA，反应温度为870℃，停留时间为0.60s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.40；
液体裂解工段6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.24MPaA，反应温度为840℃，停留时间为0.25s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.80；
急冷油工段7：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为113℃，底部操作温度为162℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.19MPaA，顶部操作温度为44℃，底部操作温度为84℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.18MPaA，一段入口操作温度为44℃；五段出口操作压力为3.99MPaA，五段出口操作温度为87℃；
精馏分离工段10采用顺序分离工艺流程。
该实验组2的相关参数如下：原油利用率为22.01wt％，乙烯收率为19.97wt％。
由实验组2和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至22.01wt％，乙烯收率由16wt％提高至19.97wt％。
实施例4
实验组3
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为中原原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 含硫石蜡基 初馏点/℃ 62
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 854.8 馏出率(V)/％
API 33.3 100℃ 4.27
凝点/℃ 32 120℃ 7.41
H<sub>2</sub>O含量/％ 0.00 140℃ 10.09
蜡含量/％ 20.5 160℃ 13.01
沥青质/％ 0.17 180℃ 15.50
胶质/％ 10.86 200℃ 17.95
残碳/％ 4.10 220℃ 21.88
灰分/％ 0.015 240℃ 24.81
元素分析 260℃ 28.10
硫/％ 0.57 280℃ 30.98
氮/％ 0.17 300℃ 34.16
镍/μg·g<sup>-1</sup> 3.40 400℃ 46.61
钒/μg·g<sup>-1</sup> 2.80 500℃ 68.24
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.52MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.47MPaA，操作温度为35℃；
脱盐率99.2％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.47MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.42MPaA，操作温度为35℃；
脱水率98.7％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.42MPaA，操作温度为35℃；
出口：操作压力为0.32MPaA，操作温度为421℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.32MPaA，顶部操作温度为156℃，底部操作温度为426℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.11；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.27MPaA，反应温度为865℃，停留时间为0.60s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.27MPaA，反应温度为835℃，停留时间为0.25s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.90；
急冷油工段7：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为115℃，底部操作温度为164℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为45℃，底部操作温度为85℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.19MPaA，一段入口操作温度为45℃；五段出口操作压力为4.08MPaA，五段出口操作温度为88℃；
精馏分离工段10采用顺序分离工艺流程。
该实验组3的相关参数如下：原油利用率为40.86wt％，乙烯收率为28.59wt％。
由实验组3和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至40.86wt％，乙烯收率由16wt％提高至28.59wt％。
实施例5
实验组4
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为沙特阿拉伯中质原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 高硫中间基 初馏点/℃ 95
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 869.1 馏出率(V)/％
API 30.62 100℃ 2.09
凝点/℃ -20 150℃ 11.99
蜡含量/％ 4.01 200℃ 21.61
残碳/％ 5.87 250℃ 29.34
元素分析 300℃ 37.13
硫/％ 2.80 350℃ 44.92
氮/％ 0.19 400℃ 52.56
镍/μg·g<sup>-1</sup> 11.20 450℃ 60.12
钒/μg·g<sup>-1</sup> 34.70 500℃ 67.52
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.53MPaA，操作温度为48℃；
出口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为48℃；
脱盐率99.3％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为48℃；
出口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为48℃；
脱水率98.6％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为48℃；
出口：操作压力为0.33MPaA，操作温度为427℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.33MPaA，顶部操作温度为162℃，底部操作温度为432℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.12；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.28MPaA，反应温度为860℃，停留时间为0.65s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.40；
液体裂解工段6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.28MPaA，反应温度为830℃，停留时间为0.30s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.00；
急冷油工段7：
操作压力为0.22MPaA，顶部操作温度为117℃，底部操作温度为169℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为48℃，底部操作温度为88℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.20MPaA，一段入口操作温度为48℃；五段出口操作压力为4.21MPaA，五段出口操作温度为92℃；
精馏分离工段10采用顺序分离工艺流程。
该实验组4的相关参数如下：原油利用率为45.45wt％，乙烯收率为24.16wt％。
由实验组4和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至45.45wt％，乙烯收率由16wt％提高至24.16wt％。
实施例6
实验组5
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/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
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为16℃；
出口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为16℃；
脱盐率99.0％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为16℃；
出口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为16℃；
脱水率98.9％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.38MPaA，操作温度为16℃；
出口：操作压力为0.28MPaA，操作温度为382℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.28MPaA，顶部操作温度为97℃，底部操作温度为387℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.14；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为875℃，停留时间为0.55s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.23MPaA，反应温度为845℃，停留时间为0.20s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.70；
急冷油工段7：
操作压力为0.19MPaA，顶部操作温度为103℃，底部操作温度为201℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.18MPaA，顶部操作温度为46℃，底部操作温度为86℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.17MPaA，一段入口操作温度为46℃；五段出口操作压力为3.93MPaA，五段出口操作温度为89℃；
精馏分离工段10采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组5的相关参数如下：原油利用率为49.40wt％，乙烯收率为24.69wt％。
由实验组5和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至49.40wt％，乙烯收率由16wt％提高至24.69wt％。
实施例7
实验组6
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，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：
Figure BDA0002219367790000201
Figure BDA0002219367790000211
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.49MPaA，操作温度为20℃；
出口：操作压力为0.44MPaA，操作温度为20℃；
脱盐率99.1％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.44MPaA，操作温度为20℃；
出口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为20℃；
脱水率98.8％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.39MPaA，操作温度为20℃；
出口：操作压力为0.29MPaA，操作温度为396℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.29MPaA，顶部操作温度为106℃，底部操作温度为401℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.15；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.24MPaA，反应温度为870℃，停留时间为0.60s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.40；
液体裂解工段6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.24MPaA，反应温度为840℃，停留时间为0.25s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.80；
急冷油工段7：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为105℃，底部操作温度为203℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.19MPaA，顶部操作温度为47℃，底部操作温度为87℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.18MPaA，一段入口操作温度为47℃；五段出口操作压力为3.99MPaA，五段出口操作温度为92℃；
精馏分离工段10采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组6的相关参数如下：原油利用率为43.65wt％，乙烯收率为27.11wt％。
由实验组6和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至43.65wt％，乙烯收率由16wt％提高至27.11wt％。
实施例8
实验组7
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为新疆原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 低硫石蜡基 初馏点/℃ 79
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 907.0 馏出率(V)/％
API 23.9 100℃ 0.5
凝点/℃ -18 120℃ 1.5
H<sub>2</sub>O含量/％ 0.61 140℃ 2.5
蜡含量/％ 7.4 160℃ 2.8
沥青质/％ 0.10 180℃ 3.8
胶质/％ 12.80 200℃ 4.9
残碳/％ 4.75 220℃ 6.3
灰分/％ 0.082 240℃ 8.1
元素分析 260℃ 11.0
硫/％ 0.13 280℃ 13.8
氮/％ 0.22 300℃ 17.8
镍/μg·g<sup>-1</sup> 9.80 400℃ 28.6
钒/μg·g<sup>-1</sup> 0.42 500℃ 51.2
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.52MPaA，操作温度为59℃；
出口：操作压力为0.47MPaA，操作温度为59℃；
脱盐率99.2％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.47MPaA，操作温度为59℃；
出口：操作压力为0.42MPaA，操作温度为59℃；
脱水率98.7％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.42MPaA，操作温度为59℃；
出口：操作压力为0.32MPaA，操作温度为426℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.32MPaA，顶部操作温度为158℃，底部操作温度为431℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.17；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.27MPaA，反应温度为865℃，停留时间为0.60s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.27MPaA，反应温度为835℃，停留时间为0.25s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.90；
急冷油工段7：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为107℃，底部操作温度为205℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.20MPaA，顶部操作温度为48℃，底部操作温度为88℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.19MPaA，一段入口操作温度为48℃；五段出口操作压力为4.08MPaA，五段出口操作温度为94℃；
精馏分离工段10采用前脱乙烷分离工艺流程。
该实验组7的相关参数如下：原油利用率为23.47wt％，乙烯收率为21.21wt％。
由实验组7和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至23.47wt％，乙烯收率由16wt％提高至21.21wt％。
实施例9
实验组8
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为100万吨/年，宽馏分原油为科威特原油，该原油的主要性质如下：
原油分类 含硫中间基 初馏点/℃ 97
密度(20℃)/kg·m<sup>-3</sup> 864.7 馏出率(V)/％
API 31.43 100℃ 2.64
凝点/℃ -19 150℃ 9.89
蜡含量/％ 3.85 200℃ 17.34
残碳/％ 4.73 250℃ 25.57
元素分析 300℃ 34.92
硫/％ 1.65 350℃ 41.83
氮/％ 0.14 400℃ 50.03
镍/μg·g<sup>-1</sup> 7.69 450℃ 58.67
钒/μg·g<sup>-1</sup> 18.63 500℃ 65.00
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.53MPaA，操作温度为50℃；
出口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为50℃；
脱盐率99.3％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.48MPaA，操作温度为50℃；
出口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为50℃；
脱水率98.6％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.43MPaA，操作温度为50℃；
出口：操作压力为0.33MPaA，操作温度为434℃；
油品汽提工段4：
操作压力为0.33MPaA，顶部操作温度为168℃，底部操作温度为439℃；
预热原油14与过热水蒸汽20的质量比为1：0.18；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.28MPaA，反应温度为860℃，停留时间为0.65s；
气相馏分15与过热水蒸汽的质量比为1：0.40；
液体裂解工段6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.28MPaA，反应温度为830℃，停留时间为0.30s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.00；
急冷油工段7：
操作压力为0.22MPaA，顶部操作温度为109℃，底部操作温度为208℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.21MPaA，顶部操作温度为49℃，底部操作温度为90℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.20MPaA，一段入口操作温度为49℃；五段出口操作压力为4.21MPaA，五段出口操作温度为97℃；
精馏分离工段10采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组8的相关参数如下：原油利用率为42.32wt％，乙烯收率为25.85wt％。
由实验组8和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至42.32wt％，乙烯收率由16wt％提高至25.85wt％。
实施例10
实验组9
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为11.5万吨/年，宽馏分原油为大庆原油，该原油的主要性质如下：
Figure BDA0002219367790000251
Figure BDA0002219367790000261
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.40MPaA，操作温度为10℃；
脱盐率97.0％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.40MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.35MPaA，操作温度为10℃；
脱水率99.5％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.35MPaA，操作温度为10℃；
出口：操作压力为0.25MPaA，操作温度为370℃；
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20的质量比为1：0.03；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为890℃，停留时间为0.45s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.15MPaA，反应温度为860℃，停留时间为0.15s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：0.50；
急冷油工段7：
操作压力为0.14MPaA，顶部操作温度为101℃，底部操作温度为150℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.13MPaA，顶部操作温度为35℃，底部操作温度为75℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.12MPaA，一段入口操作温度为35℃；五段出口操作压力为3.60MPaA，五段出口操作温度为81℃；
精馏分离工段10采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组9的相关参数如下：原油利用率为25.17wt％，乙烯收率为29.56wt％。
由实验组9和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至25.17wt％，乙烯收率由16wt％提高至29.56wt％。
实施例11
实验组10
一采用本发明的提高裂解制乙烯原料利用率系统及方法的石油工厂，其乙烯生产规模为150万吨/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
其热裂解制乙烯方法同实施例1，具体工艺参数如下：
原油脱盐预处理工段1：
入口：操作压力为0.65MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.60MPaA，操作温度为70℃；
脱盐率99.9％；
脱水预处理工段2：
入口：操作压力为0.60MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.55MPaA，操作温度为70℃；
脱水率95.0％；
原油预热处理工段3：
入口：操作压力为0.55MPaA，操作温度为70℃；
出口：操作压力为0.45MPaA，操作温度为450℃；
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20的质量比为1：0.27；
气体裂解工段5：
气体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为830℃，停留时间为0.75s；
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6：
液体裂解炉辐射段：反应压力为0.35MPaA，反应温度为800℃，停留时间为0.35s；
轻液相馏分16与过热水蒸汽的质量比为1：1.20；
急冷油工段7：
操作压力为0.34MPaA，顶部操作温度为121℃，底部操作温度为230℃；
急冷水工段8：
操作压力为0.33MPaA，顶部操作温度为55℃，底部操作温度为95℃；
压缩工段9采用五段压缩工艺，一段入口操作压力为0.32MPaA，一段入口操作温度为55℃；五段出口操作压力为4.90MPaA，五段出口操作温度为99℃；
精馏分离工段10采用前脱丙烷分离工艺流程。
该实验组10的相关参数如下：原油利用率为26.55wt％，乙烯收率为29.05wt％。
由实验组10和对照组1可知，采用本发明的系统及方法，与现有工艺相比，原油利用率由20wt％提高至26.55wt％，乙烯收率由16wt％提高至29.05wt％。
对照组1和实验组1～10的主要技术参数汇总，如下表：
Figure BDA0002219367790000281
Figure BDA0002219367790000291
由上述实验组1～10和对照组1可知，采用本发明的宽馏分热裂解制乙烯的系统及方法，既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以将轻重裂解原料进行分炉裂解，气相裂解原料采用相对较高的裂解反应温度以提高乙烯收率，液相裂解原料采用相对较短的裂解停留时间以提高三烯三苯收率；从而实现最佳裂解反应温度、最佳裂解停留时间的操作运行，提高原油利用率和乙烯收率；原油利用率从现有技术20wt％提高到22.01～49.40wt％，乙烯收率从现有技术16wt％提高到19.97～29.96wt％，取得了较好的技术效果。
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)

1.一种提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，将宽馏分的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，由此既缩短了制备裂解原料的工艺流程，又可以将轻重裂解原料进行分炉裂解，气相裂解原料采用相对较高的裂解反应温度以提高乙烯收率，液相裂解原料采用相对较短的裂解停留时间以提高三烯三苯收率，包括以下步骤：
步骤S1、宽馏分原油经原油脱盐预处理工段处理后，得到脱盐原油；
步骤S2、所述步骤S1得到的所述脱盐原油经原油脱水预处理工段处理后，得到脱水原油；
步骤S3、所述步骤S2得到的所述脱水原油经原油预热处理工段处理后，得到预热原油；
步骤S4、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S3得到的所述预热原油经油品汽提工段处理后，分离得到气相馏分、轻液相馏分和重液相馏分；
步骤S5、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S4得到的所述轻液相馏分经液体裂解工段处理后，得到第一裂解气；
步骤S6、于过热水蒸汽的作用下，所述步骤S4得到的所述气相馏分经气体裂解工段处理后，得到第二裂解气；
步骤S7、所述步骤S5得到的所述第一裂解气经急冷油工段处理后，得到第三裂解气和裂解燃料油；
步骤S8、所述步骤S6得到的所述第二裂解气和所述步骤S7得到的所述第三裂解气经急冷水工段处理后，得到第四裂解气和第一裂解汽油；
步骤S9、所述步骤S8得到的所述第四裂解气经压缩工段处理后，得到高压裂解气；
步骤S10、所述步骤S9得到的所述高压裂解气经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副产品和第二裂解汽油；
所述步骤S4得到的所述重液相馏分和所述步骤S7得到的所述裂解燃料油合并得到裂解燃料油副产品；
所述步骤S8得到的所述第一裂解汽油和所述步骤S10得到的所述第二裂解汽油合并得到裂解汽油副产品。
2.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S9中，在所述压缩工段内，对所述第四裂解气依次进行增压处理、碱洗处理、水洗处理和干燥处理；
在所述步骤S10中，在所述精馏分离工段内，对所述高压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；
在所述步骤S10中，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。
3.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S1中，所述原油脱盐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0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
脱盐率为97.0～99.9％；
在所述步骤S2中，所述原油脱水预处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.40～0.60MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
脱水率为95.0～99.5％；
在所述步骤S3中，所述原油预热处理工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.35～0.55MPaA，操作温度为10～70℃；
出口：操作压力为0.25～0.45MPaA，操作温度为370～450℃。
4.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S4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。
5.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S5中，所述液体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为800～860℃，停留时间为0.15～0.35s；
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。
6.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S6中，所述气体裂解工段辐射段的工作条件为：
反应压力为0.15～0.35MPaA，反应温度为830～890℃，停留时间为0.45～0.75s；
所述气相馏分与所述过热水蒸汽的质量比为1：0.20～0.50。
7.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S7中，所述急冷油工段的工作条件为：
操作压力为0.14～0.34MPaA，顶部操作温度为101～121℃，底部操作温度为150～230℃；
在所述步骤S8中，所述急冷水工段的工作条件为：
操作压力为0.13～0.33MPaA，顶部操作温度为35～55℃，底部操作温度为75～95℃。
8.根据权利要求1所述的提高裂解制乙烯原料利用率的方法，其特征在于，在所述步骤S9中，所述压缩工段的工作条件为：
入口：操作压力为0.12～0.32MPaA，操作温度为35～55℃；
出口：操作压力为3.60～4.90MPaA，操作温度为81～99℃。
9.一种提高裂解制乙烯原料利用率的系统，其特征在于，包括：
原油脱盐预处理工段；
原油脱水预处理工段，所述原油脱水预处理工段与所述原油脱盐预处理工段通过管道连接；
原油预热处理工段，所述原油预热处理工段与所述原油脱水预处理工段通过管道连接；
油品汽提工段，所述油品汽提工段与所述原油预热处理工段通过管道连接；
液体裂解工段，所述液体裂解工段与所述油品汽提工段通过管道连接；
气体裂解工段，所述气体裂解工段与所述油品气提工段通过管道连接；
急冷油工段，所述急冷油工段与所述液体裂解工段通过管道连接；
急冷水工段，所述急冷水工段分别与所述气体裂解工段和所述急冷油工段通过管道连接；
压缩工段，所述压缩工段与所述急冷水工段通过管道连接；
精馏分离工段，所述精馏分离工段与所述压缩工段通过管道连接。
10.根据权利要求9所述的提高裂解制乙烯原料利用率的系统，其特征在于，所述压缩工段包括：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；
所述精馏分离工段包括：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通过管道进行组合连接。
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