CN111117704B - 石油烃制备低碳烯烃的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明涉及石油烃制备低碳烯烃领域，公开了一种石油烃制备低碳烯烃的方法及装置。将原油进行第一次加氢处理得到精制原油，精制原油与液态烃混合形成第一混合物；在减压条件下，将第一混合物进行气化得到气化第一混合物，所述气化第一混合物经过第一次旋风分离得到第一蒸汽相和第一液相；所述第一液相进行第二次加氢处理得到精制第一液相，所述精制第一液相与液态烃混合形成第二混合物，所述第二混合物气化后进行第二次旋风分离得到第二蒸汽相；将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相合并后进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃。该方法可提高原油的裂解效率，减少裂解时的结焦现象，延长运行周期，提高产品中低碳烯烃的收率。

Description

石油烃制备低碳烯烃的方法及装置

技术领域

本发明涉及石油烃制备低碳烯烃的领域，具体地，涉及一种石油烃减压裂解制备低碳烯烃的方法及装置。

背景技术

低碳烯烃通常指碳四及碳四以下的不饱和碳氢化合物的总称，主要包括乙烯、丙烯、异丁烯、丁二烯等具有高经济价值的有机化工原料。随着我国经济的发展，这些有机化工原料的需求量逐年增大，尽管低碳烯烃的生产规模也在逐年增长，但还无法满足日益增长的需求量。

长期以来，我国一直以石脑油制备低碳烯烃产品。但近年来，随着中东油田伴生气以及美国页岩气的大量开采，这些廉价的油气资源作为乙烯原料大量使用，造成乙烯相关产品价格的急剧下降。为了应对市场竞争的冲击，拓展乙烯裂解装置的原料来源，降低原料成本，成为传统乙烯企业降本增效的有效手段。所以，将特殊的重质烃类，特别是未经加工处理原油，作为裂解炉原料，来生产低碳烯烃，有利于降低烯烃生产装置原料成本和能源消耗，快速适应市场裂解原料的供需变化。

为了充分利用原油资源，提高低碳烯烃的收率，通常利用裂解炉采用蒸汽裂化将各种烃类原料裂化成烯烃，常用的裂解炉包括对流段和辐射段。原油一般分为饱和分、芳香分、胶质和沥青质四个组分，其中饱和分和沥青质分别代表原油中最稳定和最不稳定的组分。原油中包含沸点超过590℃的高分子量非挥发性组分，这些非挥发性组分在常规的裂解炉的对流段进行预热时，有小部分未被气化，未被气化的非挥发性组分随着混合气流夹带到辐射段，容易造成辐射段的结焦沉积，甚至堵塞辐射段，影响裂解产品的收率。

CN101583697A公开了一种用于裂解包含合成油的原料的方法，该方法包括：1、加氢加工包括如下物质的宽沸程等分部分：a在50℉到800℉范围内沸腾的基本上不含残油的通常液态的烃部分，和b在600℉到1050℉范围内沸腾的热裂解烃液体，以提供在73℉到1070℉范围内沸腾的合成原油，其包含大于25wt％的芳香族化合物，大于25wt％的环烷烃，小于0.3wt％的S，小于0.02wt％沥青质并且基本上不含除沥青质外的残油；2、向合成原油中加入在100℉到1050℉范围内沸腾的通常液态的烃组分；和3、在裂解炉中裂解由2产生的混合物以提供裂解流出物，其中裂解炉包括辐射盘管出口，其中裂解在足以得到大于单独裂解合成原油的最佳辐射盘管出口温度的辐射盘管出口温度的条件下进行。

该方法在原油中混入现有的乙烯生产原料中，对原油进行稀释，改善原油的裂解性能，提高烯烃的转化率。但该方法受限于现有的乙烯生产原料来源限制，不能有效利用大量原油进行低碳烯烃的生产。

CN1957068A公开了一种含盐和/或微粒物质的烃原料的蒸汽裂化，该方法包括：a将包含盐和任选的微粒物质的未脱盐原料加入到热解炉的对流段；b将所述烃原料加热；c将该烃原料供给位于干点上游的闪蒸/分离容器；d将该烃原料分离成基本上贫含不挥发性组分和盐的蒸气相和富含不挥发性组分和盐的液相，所述液相在该闪蒸/分离容器上游对流段中的所有点处含有5％液相以维持盐和任何微粒物质呈悬浮态；e从该闪蒸/分离容器中以蒸汽相除去步骤a的50-95％烃原料和将该蒸气相裂化而制备包含烯烃的排出物；和f从该闪蒸/分离容器中与悬浮态中的盐和任何微粒物质一起以液相除去至少5％的烃原料。US3617493也公开了一种和上述方法相似的采用蒸汽裂解原油的方法。

CN1041967A公开了一种低品位原料的分解处理方法，该方法包括在分解炉中热分解处理含重馏分的低品位原料时，从上述分解炉的预热器中途抽出上述低品位原料，用气液分离方法从上述低品位原料中分离除去重馏分后，再使上述低品位原料返回上述预热器，进行热分解反应。

采用以上方法对原料进行裂化处理，其均采用闪蒸罐处理经过裂解炉对流段的原油，实现气液分离，气相进入辐射段进行裂解。但原料经过闪蒸后，仍至少有5％的烃原料留在液体中，影响低碳烯烃的收率。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术的存在的原油气化不充分、在裂解过程中容易结焦，低碳烯烃的产率低的问题，提供一种石油烃制备低碳烯烃的方法及装置，该方法能够提高原油的裂解效率，减少其在裂解时的结焦现象，延长运行周期，并同时提高产品中低碳烯烃的收率。

为了实现上述目的，本发明一方面提供一种石油烃制备低碳烯烃的方法，该方法包括：将原油进行第一次加氢处理得到精制原油，精制原油与液态烃混合形成第一混合物；在减压条件下，将第一混合物进行气化得到气化第一混合物，所述气化第一混合物经过第一次旋风分离得到第一蒸汽相和第一液相；所述第一液相进行第二次加氢处理得到精制第一液相，所述精制第一液相与液态烃混合形成第二混合物，所述第二混合物气化后形成气化第二混合物，所述气化第二混合物经过第二次旋风分离得到第二蒸汽相；将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相合并后进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

本发明第二方面提供一种石油烃制备低碳烯烃的装置，该装置包括依次相连的加氢单元、裂解单元和减压分离塔；所述加氢单元包括第一加氢反应器，所述裂解单元包括裂解炉、第一旋风分离器、第二加氢反应器和第二旋风分离器；所述裂解炉包括沿流体方向依次排布的对流段第一管组、对流段第二管组和辐射段；所述第一加氢反应器的出口与所述对流段第一管组相连，所述对流段第一管组与第一旋风分离器的入口相连，所述第一旋风分离器的液相出口连接第二加氢反应器，第二加氢反应器的出口连接对流段第一管组；所述对流段第一管组还连接第二旋风分离器，所述第一旋风分离器和所述第二旋风分离器的蒸汽相出口合并，且与对流段第二管组相连；所述减压分离塔包括依次连通的分离塔、回流冷凝器和减压设备，所述分离塔与裂解炉连通。

通过上述技术方案，原油预先进行加氢处理，之后配合在减压条件下依次进行气化、第一次旋风分离、第二次加氢处理和第二次旋风分离，再配合蒸汽裂解，该方法能够有效提高原油的裂解效率，提高产品中低碳烯烃的收率，延长运行周期，减少气化第一混合物在裂解过程中发生结焦的现象。

附图说明

图1是实施例1中石油烃制备低碳烯烃的装置的结构示意图。

附图标记说明

1、对流段第一管组 2、对流段第二管组 3、辐射段

4、裂解炉 5、第一旋风分离器 6、废热锅炉

7、分离塔 8、回流冷凝器 9、减压设备

10、第二加氢反应器 11、第二旋风分离器 12、第一加氢反应器

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明第一方面提供一种石油烃制备低碳烯烃的方法，该方法包括：

将原油进行第一次加氢处理得到精制原油，精制原油与液态烃混合形成第一混合物；在减压条件下，将第一混合物进行气化得到气化第一混合物，所述气化第一混合物经过第一次旋风分离得到第一蒸汽相和第一液相；所述第一液相进行第二次加氢处理得到精制第一液相，所述精制第一液相与液态烃混合形成第二混合物，所述第二混合物气化后形成气化第二混合物，所述气化第二混合物经过第二次旋风分离得到第二蒸汽相；将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相合并后进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

本发明中，该方法所能处理的原油包括轻石脑油、石脑油、柴油、加氢尾油、轻质原油、终馏点高于600℃且低于700℃的原油和经过脱水脱盐处理的脱后原油；尤其是针对柴油、加氢尾油、轻质原油、经过脱水脱盐处理的脱后原油和终馏点高于600℃且低于700℃的原油。

第一次加氢处理和第二次加氢处理的方法相同，均可以采用加氢氢化、氢化裂解或者催化氢化的方法。第一次加氢处理在第一加氢反应器12中进行，第二次加氢处理在第二加氢反应器10中进行。优选地，本发明中采用催化加氢处理，所用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度为260-280℃，加氢压力为2.4-2.8MPa，氢油比为2.5-3.5，原油和第一液相的体积空速均为1.8-2.5h^-1，采用该方法对原油和第一液相进行加氢处理，均能够实现对原油和第一液相的充分加氢氢化，使得单烯加氢率高达95％。并且与旋风分离和蒸汽裂解配合，能够有效提高低碳烯烃的收率。

精制第一液相和液态烃的混合方式没有特别的要求，只要能够实现二者充分混合即可。

本发明中第一次旋风分离和第二次旋风分离均可以采用采用旋风分离器或者旋流分离器进行实现，用于实现对气化第一混合物和第二混合物的气液分离，使得气液分离更加充分，能够进一步提高蒸汽相的收率。并且有效降低蒸汽相进一步裂解时发生结焦的现象。

原油经过加氢处理，再经过气化，并配合在减压条件下进行的两次旋风分离和加氢处理，能够进一步提高原油的裂解效率，提高产物中低碳烯烃的收率。

为了进一步提高原油的裂解效率，并提高低碳烯烃的收率，优选地，所述气化第一混合物通过以下方法得到：将第一混合物与蒸汽接触并加热；所述气化第二混合物通过以下方法得到：将第二混合物与蒸汽接触并加热；所述裂解的过程包括：将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相加热至横跨温度后进行裂解，形成含低碳烯烃的裂解气；所述裂解气经过分离获得低碳烯烃。

本发明中，气化第一混合物采用第一混合物与蒸汽进行接触并加热的方式，优选第一混合物与过热蒸汽进行接触。气化第二混合物采用第二混合物与蒸汽进行接触并加热的方式，优选第二混合物与过热蒸汽进行接触。

本发明中，裂解气进行分离得到低碳烯烃的步骤是进行乙烯、丙烯、丁二烯和焦油的分离，可以采用现有技术中的分离流程进行分离。

为了进一步提高产品中低碳烯烃的收率，优选地，该方法还包括将所述裂解气在减压分离之前进行换热处理。进一步提高产品中低碳烯烃的收率，并减少裂解气在冷却分离时产生结焦现象。

为了进一步提高原油的裂解效率，并提高气化第一混合物的气化效果。优选地，所述气化第一混合物通过以下方法得到：第一混合物在减压条件下加热，再与过热蒸汽在裂解炉4的对流段第一管组1中进行混合气化。

本发明中，第一混合物在减压条件下的加热温度为315-565℃，第一混合物采用与过热蒸汽混合的方式进行气化，能够进一步提高第一混合物的气化效果，使得第一混合物在裂解炉4的对流段第一管组1中能够充分气化，有效提高原油的裂解效果。

为进一步提高原油的裂解效率，优选地，过热蒸汽与第一混合物的重量比为(0.1-2):1；更优选地，过热蒸汽与第一混合物的重量比为(0.4-1.5):1。

为提高气化第二混合物的气化效果，优选地，所述气化第二混合物通过以下方法得到：第二混合物在减压条件下加热，再与过热蒸汽在裂解炉4的对流段第一管组1中进行混合气化；优选地，过热蒸汽与第二混合物的重量比为(0.1-2):1；更优选地，过热蒸汽与第二混合物的重量比为(0.4-1.5):1。

为了进一步提高第一混合物和第二混合物的分离效果，优选地，所述液态烃的沸点为37-565℃；优选地，所述液态烃选择轻直馏石脑油、煤油、重常压尾油、加氢尾油和加氢裂化产物中的至少一种。

优选地，所述第一混合物中精制原油的含量为1-99重量％，优选为20-95重量％；所述第二混合物中精制第一液相的含量为1-99重量％，优选为20-95重量％。

本发明中，上述液态烃与精制原油或者与精制第一液相混合，均能够进一步促进精制原油或者精制第一液相的气液分离效果。

为了进一步提高第一混合物的裂解效率，并同时增加产品中低碳烯烃的收率，优选地，所述减压状态的压力为绝压0.5-101kPa，优选为1-10kPa。

本发明中，该裂解过程在裂解炉4中进行，裂解炉4的绝压满足上述条件，能够进一步有效提高原油的裂解效率，提高原油的气化效果，并减少原油在裂解炉4的辐射段3结焦。

为了进一步提高气化第一混合物和第二混合物的旋风分离效果，优选地，该方法还包括在所述第一次旋风分离之前，将所述气化第一混合物加热至315-565℃得到预热第一混合物，然后将预热第一混合物进行所述第一次旋风分离；在所述第二次旋风分离之前，将所述气化第二混合物加热至315-565℃得到预热第二混合物，预热第二混合物再进行所述第二次旋风分离。

气化第一混合物的加热可以在裂解炉4的对流段第一管组1中进行，也可以在其他的加热炉中进行。气化第一混合物进一步在上述条件下进行处理，既方便提高气化第一混合物的裂解效率，实现第一混合物的充分气化，还利于气液分离，增加第一蒸气相的收率。气化第二混合物的加热可以在裂解炉4的对流段第一管组1中进行，也可以在其他的加热炉中进行。气化第二混合物进一步在上述条件下进行处理，能够进一步提高气液分离效果，提高产物中低碳烯烃的收率。

为了进一步提高产物中低碳烯烃的收率，优选地，以预热第一混合物的总体积为基准，所述预热第一混合物中含有的液相的体积含量为0.01-5体积％，优选为0.02-2体积％；以预热第二混合物的总体积为基准，所述预热第二混合物中含有的液相的体积含量为0.01-5体积％，优选为0.02-2体积％。

本发明中，采用上述的预热第一混合物作为第一次旋风分离的原料，同时将预热第二混合物作为第二次旋风分离的原料，两者配合，能够有效提高气液分离后的蒸汽相收率，进而提高产物中低碳烯烃的收率。

优选地，以所述第一蒸汽相和第二蒸汽相各自独立地总量为基准，所述第一蒸汽相和所述第二蒸汽相中各自独立地液相含量≤200g/m³，优选≤10mg/m³。

本发明中，第一蒸汽相和第二蒸汽相中的液相含量在上述范围内，能够进一步提高产品中低碳烯烃的收率。

为了降低气化第一混合物在裂解炉4中发生结焦现象，同时提高产物中低碳烯烃的产量，优选地，所述裂解的条件包括：将第一蒸汽相和第二蒸汽相引入裂解炉4的对流段第二管组2进行加热至横跨温度之后再引入裂解炉4的辐射段3进行所述裂解；其中所述横跨温度为500-750℃，优选为540-700℃；所述裂解的辐射段出口温度为780-950℃，优选为800-900℃；裂解的停留时间为1-500ms，优选为2-400ms。

以上方法中所述第一次旋风分离和第二次旋风分离所用的旋风分离器选自矩形入口旋风分离器、蜗壳式旋风分离器、轴流导叶片式旋风分离器、直筒型旋风分离器、锥筒组合型旋风分离器、逆流式旋风分离器、直流式旋风分离器或直流式多旋风管分离器；优选为蜗壳式旋风分离器、轴流导叶片式旋风分离器、直筒型旋风分离器、锥筒组合型旋风分离器或直流式旋风分离器。

所述旋风分离器设置有内部构件，所述内部构件包括位于旋风分离器顶部的撇液筒和/或位于旋风分离器下部的隔离板和防涡器。

本发明中，所述“旋风分离器”是指广义的旋风分离器，既包括狭义的“旋风分离器”，也包括本领域中与其原理相似的分离装置，如旋流分离器。如未特别说明，本发明中提及的旋风分离器均为广义的旋风分离器。

根据本发明，进行气液分离的旋风分离器的工作介质大部分为气体，可以选用本领域常规使用的旋风分离器，只要能够实现在温度为315-565℃、压力为0.5-101kPa(绝压)的条件下分离预热石油烃，且分离效率达90％以上即可。

本发明中，旋风分离器的个数可以根据需要进行选择，可以包含一个或多个旋风分离器。包含多个旋风分离器时，多个旋风分离器可采用并联或串联方式相连。

本发明第二方面提供一种石油烃制备低碳烯烃的装置，该装置包括依次相连的加氢单元、裂解单元和减压分离塔；所述加氢单元包括第一加氢反应器12，所述裂解单元包括裂解炉4、第一旋风分离器5、第二加氢反应器10和第二旋风分离器11；所述裂解炉4包括沿流体方向依次排布的对流段第一管组1、对流段第二管组2和辐射段3；所述第一加氢反应器12的出口与所述对流段第一管组1相连，所述对流段第一管组与第一旋风分离器5的入口相连，所述第一旋风分离器5的液相出口连接第二加氢反应器10，第二加氢反应器10的出口连接对流段第一管组1；所述对流段第一管组1还连接第二旋风分离器11，所述第一旋风分离器5和所述第二旋风分离器11的蒸汽相出口合并，且与对流段第二管组2相连；所述减压分离塔包括依次连通的分离塔7、回流冷凝器8和减压设备9，所述分离塔7与裂解炉4连通。分离塔7和裂解炉4之间还可以连接废热锅炉6。

裂解炉4可以为本领域常规使用的蒸汽裂解制低碳烯烃的裂解炉。所述裂解炉4通常主要包括对流段、辐射段3、急冷部分和燃气系统，其中对流段包括对流段第一管组1和对流段第二管组2。

本发明中，第一旋风分离器5和第二旋风分离器11均是指广义的旋风分离器，既包括狭义的“旋风分离器”，也包括本领域中与其原理相似的分离装置，如旋流分离器。如未特别说明，本发明中提及的旋风分离器均为广义的旋风分离器。

本发明中，减压分离塔可以是常规的减压分离塔，只要能够实现对裂解炉4提供负压即可。

本发明的方法能够有效解决重质裂解原油在对流段不易气化、在辐射段和急冷部分易结焦的问题，同时能够获得较高的低碳烯烃的收率，延长运行周期。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例和对比例中所用的原油的组成如表1所示，该组成根据ASTM D5307方法测得。

表1

以下实施例和对比例中所述的压力数值均指绝压。

实施例1

本实施例用于提供一种石油烃减压裂解制备低碳烯烃的装置。

如图1所示，该装置包括加氢单元，与加氢单元相连通的裂解单元，与裂解单元相连通的换热单元，与换热单元相连的分离单元，以及与分离单元相连的减压单元。

本实施例中，加氢单元为第一加氢反应器12。

裂解单元包括裂解炉4、第一旋风分离器5、第二加氢反应器10和第二旋风分离器11，裂解炉4包括沿流体方向依次排布的对流段第一管组1、对流段第二管组2以及与对流段第二管组2相连通的辐射段3。第一加氢反应器12的出口与对流段第一管组1相连，对流段第一管组1与第一旋风分离器5的入口相连，第一旋风分离器5的液相出口连接第二加氢反应器10，第二加氢反应器10的出口与对流段第一管组1相连。对流段第一管组1还连接第二旋风分离器11，第一旋风分离器5和第二旋风分离器11的蒸汽相出口合并，且与对流段第二管组2相连。

本实施例中，换热单元选择废热锅炉6。

减压单元包括与废热锅炉6相连通的分离塔7、与分离塔7相连的回流冷凝器8以及与回流冷凝器8相连的减压设备9。

实施例2

本实施例用于提供一种采用石油烃制备低碳烯烃的方法，该方法包括：

(1)将脱水脱盐的原油送入第一加氢处理器，进行加氢处理得到精制原油。采用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度270℃，加氢压力为2.6MPa，氢油比为3.0，原油体积空速为2.0h^-1，单烯加氢率95％。加氢处理后的精制原油与石脑油混合形成第一混合物，其中精制原油与石脑油的重量比为90∶10。

(2)将第一混合物在裂解炉4的对流段第一管组1中预热，并与过热蒸汽混合进行气化得到气化第一混合物，过热蒸汽与第一混合物的重量比为0.75:1。气化第一混合物继续在裂解炉4的对流段第一管组1中加热至350℃成为预热第一混合物(预热第一混合物中液相的体积含量为2体积％)。

(3)预热第一混合物的温度为380℃，在压力为5kPa的条件下将其送入带有内构件的第一旋风分离器5(本实施例选择导叶片式旋风分离器)进行气液分离得到第一蒸汽相和第一液相。第一旋风分离器5的入口液相含量为0.03体积％，其中液相密度为800kg/m³，气相密度为0.82kg/m³。第一旋风分离器5的分离效率为98％，经过分离后的第一蒸汽相中的液相为200mg/m³。

(4)将第一液相采用催化加氢处理得到精制第一液相，其中采用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度为270℃，加氢压力为2.6MPa，氢油比为3.0，原油体积空速为2.0h^-1，单烯加氢率为95％。

(5)精制第一液相与石脑油混合形成第二混合物，其中精制第一液相与石脑油的质量比为95:5。

(6)将步骤(5)中的第二混合物注入裂解炉4(本实施例中采用CBL-III型裂解炉，购自中国石化工集团公司)，在对流段第一管组1进行预热形成预热，并与过热蒸汽接触，过热蒸汽与第二混合物的重量比为0.75:1，形成气化第二混合物，气化第二混合物在温度为375℃，压力为5kPa的条件下加热形成预热第二混合物。

(7)将步骤(6)中的预热第二混合物送入第二旋风分离器11(本实施例选择导叶片式旋风分离器)中进行气液分离得到第二蒸汽相，第二旋风分离器11的入口液相含量为0.02体积％，液相密度为800kg/m³，气相密度为0.80kg/m³。第二旋风分离器11的分离效率为99％，经过分离后的第二蒸汽相中的液相为150mg/m³。

(8)将第一蒸汽相和第二蒸汽相合并送入裂解炉4的对流段第二管组2，加热至横跨温度(510℃)后进入辐射段3，进行裂解得到裂解气。该辐射段3的操作参数为炉管出口温度为852℃，停留时间4.6ms，压力为5kPa。

(9)步骤(8)的裂解气在废热锅炉6中进行换热处理，之后进行分离(采用LUMMUS的顺序分离流程)得到焦油和低碳烯烃。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为27.99wt％，丙烯的收率为13.26wt％，1,3-丁二烯的收率为5.55wt％，三烯收率为46.8wt％。运行周期为68天。

对比例1

该对比例采用常规的裂解炉进行裂解。

脱水脱盐的原油直接送入裂解炉中，经过对流段后，直接进入辐射段，进行裂解。裂解气采用LUMMUS的顺序分离流程。对蒸汽裂解反应产物进行分析得知，乙烯的收率为21.49wt％，丙烯的收率为13.29wt％，1,3-丁二烯的收率为4.03wt％，三烯收率为38.81wt％。运行周期为5天。

由以上数据可以看出，采用传统裂解装置，投用原油仅维持5天运行周期，而实施例可以保证原油在裂解装置中正常投用，且采用旋风分离器和加氢装置对原油进行配合处理，能够有效减少结焦发生，运行周期达68天。而且，在相同工艺条件下，实施例能够有效提高低碳烯烃的产率。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (26)

1.一种石油烃制备低碳烯烃的方法，该方法包括：

将原油进行第一次加氢处理得到精制原油，精制原油与液态烃混合形成第一混合物；在减压条件下，将第一混合物进行气化得到气化第一混合物，所述气化第一混合物经过第一次旋风分离得到第一蒸汽相和第一液相；所述第一液相进行第二次加氢处理得到精制第一液相，所述精制第一液相与液态烃混合形成第二混合物，所述第二混合物气化后形成气化第二混合物，所述气化第二混合物经过第二次旋风分离得到第二蒸汽相；

将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相合并后进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述气化第一混合物通过以下方法得到：将第一混合物与蒸汽接触并加热；所述气化第二混合物通过以下方法得到：将第二混合物与蒸汽接触并加热；

所述裂解的过程包括：将所述第一蒸汽相和第二蒸汽相加热至横跨温度后进行裂解，形成含低碳烯烃的裂解气；所述裂解气经过分离获得低碳烯烃。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述气化第一混合物通过以下方法得到：第一混合物在减压条件下加热，再与过热蒸汽在裂解炉（4）的对流段第一管组（1）中进行混合气化。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，过热蒸汽与第一混合物的重量比为(0.1-2):1。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，过热蒸汽与第一混合物的重量比为(0.4-1.5):1。

6.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述气化第二混合物通过以下方法得到：第二混合物在减压条件下加热，再与过热蒸汽在裂解炉（4）的对流段第一管组（1）中进行混合气化。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，过热蒸汽与第二混合物的重量比为(0.1-2):1。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，过热蒸汽与第二混合物的重量比为(0.4-1.5):1。

9.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述液态烃的沸点为37-565℃。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述液态烃选择轻直馏石脑油、煤油、重常压尾油、加氢尾油和加氢裂化产物中的至少一种。

11.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述第一混合物中精制原油的含量为1-99重量%；所述第二混合物中精制第一液相的含量为1-99重量%。

12.根据权利要求11所述的方法，其中，所述第一混合物中精制原油的含量为20-95重量%；所述第二混合物中精制第一液相的含量为20-95重量%。

13.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述减压状态的压力为绝压0.5-101kPa。

14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述减压状态的压力为绝压1-10kPa。

15.根据权利要求1或2所述的方法，其中，该方法还包括在所述第一次旋风分离之前，将所述气化第一混合物加热至315-565℃得到预热第一混合物，然后将预热第一混合物进行所述第一次旋风分离；

在所述第二次旋风分离之前，将所述气化第二混合物加热至315-565℃得到预热第二混合物，预热第二混合物再进行所述第二次旋风分离。

16.根据权利要求15所述的方法，其中，以预热第一混合物的总体积为基准，所述预热第一混合物中含有的液相的体积含量为0.01-5体积%；以预热第二混合物的总体积为基准，所述预热第二混合物中含有的液相的体积含量为0.01-5体积%。

17.根据权利要求16所述的方法，其中，以预热第一混合物的总体积为基准，所述预热第一混合物中含有的液相的体积含量为0.02-2体积%；以预热第二混合物的总体积为基准，所述预热第二混合物中含有的液相的体积含量0.02-2体积%。

18.根据权利要求1或2所述的方法，其中，以所述第一蒸汽相和第二蒸汽相各自独立地总量为基准，所述第一蒸汽相和所述第二蒸汽相中各自独立地液相含量≤200g/m³。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，以所述第一蒸汽相和第二蒸汽相各自独立地总量为基准，所述第一蒸汽相和所述第二蒸汽相中各自独立地液相含量≤10mg/m³。

20.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述裂解的条件包括：将第一蒸汽相和第二蒸汽相引入裂解炉（4）的对流段第二管组（2）进行加热至横跨温度之后再引入裂解炉（4）的辐射段（3）进行所述裂解；其中所述横跨温度为500-750℃；所述裂解的辐射段出口温度为780-950℃；裂解的停留时间为1-500ms。

21.根据权利要求20所述的方法，其中，所述横跨温度为540-700℃；所述裂解的辐射段出口温度为800-900℃；裂解的停留时间为2-400ms。

22.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述第一次旋风分离和第二次旋风分离所用的旋风分离器选自矩形入口旋风分离器、蜗壳式旋风分离器、轴流导叶片式旋风分离器、直筒型旋风分离器、锥筒组合型旋风分离器、逆流式旋风分离器、直流式旋风分离器或直流式多旋风管分离器。

23.根据权利要求22所述的方法，其中，所述第一次旋风分离和第二次旋风分离所用的旋风分离器为蜗壳式旋风分离器、轴流导叶片式旋风分离器、直筒型旋风分离器、锥筒组合型旋风分离器或直流式旋风分离器。

24.根据权利要求22所述的方法，其中，所述旋风分离器设置有内部构件，所述内部构件包括位于旋风分离器顶部的撇液筒和/或位于旋风分离器下部的隔离板和防涡器。

25.根据权利要求23所述的方法，其中，所述旋风分离器设置有内部构件，所述内部构件包括位于旋风分离器顶部的撇液筒和/或位于旋风分离器下部的隔离板和防涡器。

26.一种石油烃制备低碳烯烃的装置，该装置包括依次相连的加氢单元、裂解单元和减压分离塔；所述加氢单元包括第一加氢反应器（12），所述裂解单元包括裂解炉（4）、第一旋风分离器（5）、第二加氢反应器（10）和第二旋风分离器（11）；所述裂解炉（4）包括沿流体方向依次排布的对流段第一管组（1）、对流段第二管组（2）和辐射段（3）；所述第一加氢反应器（12）的出口与所述对流段第一管组（1）相连，所述对流段第一管组（1）与第一旋风分离器（5）的入口相连，所述第一旋风分离器（5）的液相出口连接第二加氢反应器（10），第二加氢反应器（10）的出口连接对流段第一管组（1）；所述对流段第一管组（1）还连接第二旋风分离器（11），所述第一旋风分离器（5）和所述第二旋风分离器（11）的蒸汽相出口合并，且与对流段第二管组（2）相连；所述减压分离塔包括依次连通的分离塔（7）、回流冷凝器（8）和减压设备（9），所述分离塔（7）与裂解炉（4）连通。

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