CN112708455B - 一种原油制备低碳烯烃的方法与系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种原油制备低碳烯烃的方法与系统，所述方法如下进行：将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，然后进行汽化处理，形成第一蒸汽相和第一液相；将第一液相送入裂解炉的对流段第一管组预热后进行蒸馏，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；将所述塔顶馏分、中间馏分与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度后送入辐射段进行裂解得到裂解气；将塔底馏分进行深度催化裂解，获得深度催化裂解气，然后与所述裂解气经分离得到低碳烯烃。本发明采用裂解炉与汽化处理单元、蒸馏单元和深度催化裂解单元配合，能够有效解决重质裂解原料在对流段不能充分气化、在辐射段和急冷部分容易结焦的问题。

Description

一种原油制备低碳烯烃的方法与系统

技术领域

本发明涉及低碳烯烃制备领域，尤其涉及一种原油制备低碳烯烃的方法与系统。

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汽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％烃原料和将该蒸汽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解处理，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，而且，分离后的液相直接用作燃料油，造成了原料浪费。

在对原油进行处理的过程中，气液分离后的液相中重质烃含量较多，需要进一步的处理。CN103210061A公开了一种用于裂解重质烃进料的方法，其中将重质烃进行气液分离，气液分离后的气相进入裂解炉进行裂解制备低碳烯烃，而气液分离后的液相进行焦化处理，在焦炭塔中将液相进行焦化，生成焦化流出物和焦炭。该方法中的焦化技术需要焦炭塔和除焦设备，投资大，而且定期除焦使该技术处于半连续状态，不利于整个流程的连续性操作。US20130228496A和CN104093818A公开了用于原油处理的方法，将原油直接加入溶剂脱沥青区，加入溶剂以产生脱沥青和脱金属的油流和底部沥青相，油流进入裂解炉进行蒸汽裂解以获得低碳烯烃。但是，溶剂脱沥青技术是完全的物理过程，需要大量的溶剂，不利于环境保护，而且脱油沥青难以有效利用，制约了溶剂脱沥青技术的推广应用。CN104093821A则是采用加氢的方式来处理经过分离的原油重质组分，以提高该组分的链烷烃含量，降低BMCI值。但是，加氢过程需要大量的氢气在中压或高压状态下进行反应，设备投资大，能耗高，而且工艺过程的安全性难以保证。

深度催化裂解技术(Deep Catalytic Cracking，简称DCC)采用催化裂化技术使石油烃类在酸性择形沸石多孔催化剂的催化条件下，反应生成丙烯和丁烯，并通过二次裂化过程进行异构化和氢转移等反应。为了提高转化率和多产低碳烯烃，采用低的反应压力和高注汽量的提升管与床层组合反应器。DCC技术以获得最大量的丙烯产率为目标，产品收率中丙烯远大于乙烯。DCC技术直接将重油转化为低碳烯烃，工艺条件温和，具有较好的经济性。同时，由于产品结构相似，DCC技术可以使用蒸汽裂解技术的分离流程进行产品分离。

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汽化不充分、在裂解过程中容易结焦，低碳烯烃的产率低的问题，提供一种原油制备低碳烯烃的方法与系统，该方法能够提高原油原料的裂解效率，延长运行周期，减少其在裂解时的结焦现象，并同时提高产品中低碳烯烃的收率。

本发明的目的之一在于提供一种原油制备低碳烯烃的方法，包括以下步骤：

步骤1、将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，然后进行汽化处理，形成第一蒸汽相和第一液相；

步骤2、将所述第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热后的第一液相进行蒸馏处理，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；

步骤3、将所述塔顶馏分、中间馏分和第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度后送入辐射段进行裂解得到裂解气；

步骤4、将塔底馏分进行深度催化裂解处理，获得深度催化裂解气，然后与所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

优选地，在步骤3中，将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸汽相，所述第二蒸汽相与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组。

在本发明中，原油经过汽化处理和蒸馏处理后，所得气相直接进入裂解炉生成含低碳烯烃的裂解气，所得液相进入深度催化裂解处理，生成含低碳烯烃的深度催化裂解气，两者经过分离获得低碳烯烃。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，减少气化原油混合物在裂解过程中发生结焦的现象。

在一种优选的实施方式中，所述原油包括轻石脑油、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。

在进一步优选的实施方式中，所述原油包括柴油、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。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，预热后的原油的流出温度为120-315℃，优选为150-300℃。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，所述第一蒸汽相中的液相含量低于10g/m³，优选低于200mg/m³。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，所述汽化处理为汽提、闪蒸和旋流分离中的至少一种，优选旋流分离。

在一种优选的实施方式中，在步骤1中，采用旋风分离器进行汽化处理。

在进一步优选的实施方式中，所述旋风分离器选自蜗壳式旋风分离器、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。

在更进一步优选的实施方式中，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/或旋风分离器下部的隔离板、防涡器。

其中，旋风分离器具有体积小、分离效率高的优点。

在本发明中，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，进行汽化处理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120-315℃、的条件下分离预热原油，且分离效率达90％以上即可。

其中，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。

在一种优选的实施方式中，在步骤2中，预热后第一液相的流出温度为200-350℃；优选为210-320℃。

在一种优选的实施方式中，在步骤2中，蒸馏处理的塔顶温度为150-320℃、优选为175-300℃，塔底温度为280-450℃、优选为290-400℃。

其中，优选于常压下进行蒸馏处理。

在本发明中，采用汽化处理与蒸馏结合的方式，用于实现对预热后原油混合物的汽化处理，使原来不能再利用的物料经过进一步蒸馏处理后(原本汽化处理后的重组分中部分会再次汽化，提高了原料的利用率)可以用于后续的裂解，能够进一步提高蒸汽相的收率。并且可以有效降低蒸汽相中的重组分含量，有效降低蒸汽相进一步裂解时发生结焦的发生程度。

本发明中没有采用两次汽化处理(例如旋风分离)，因为发明人在经过多次试验后发现，单纯重复汽化处理对其中重组分利用率的提高并不是特别明显，但是，经过多次试验后也发现，常压蒸馏的分离效果比旋风分离的效果好，可以按照不同的温度段分离出相应的产品，具体地，常压高温的蒸馏处理可以明显促使原来汽化处理后属于重组分的部分组分被成功汽化直接进行后续裂解处理，而只是把原油中的重中之重的组分进行深度催化裂解处理，因此，本发明所述方法，进一步利用了在现有技术中被用作燃料的重组分，获得更多的低碳烯烃产品。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，在将所述塔顶馏分、中间馏分和第一蒸汽相在混合后送入辐射段之前进行至少一次添加蒸汽的处理。

在进一步优选的实施方式中，所述蒸汽在裂解炉的对流段中进行过热。

在更进一步优选的实施方式中，添加的蒸汽与原油的重量比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，所述横跨温度为500-750℃，优选为540-700℃。

在一种优选的实施方式中在步骤3中，所述辐射段的出口温度为780-950℃，优选为800-900℃。

在一种优选的实施方式中，在步骤3中，所述裂解的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s。

在一种优选的是实施方式中，在步骤3中，所述裂解的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

在本发明中，所述水油比是指重量比。

在一种优选的实施方式中，在步骤4中，所述深度催化裂解处理在固体酸择型分子筛催化剂存在下、于流化反应器内进行。

其中，所述固体酸择型分子筛催化剂即为固体酸分子筛催化剂，择形催化是一类分子筛具有的独特催化性能。在进一步优选的实施方式中，已经工业化的固体酸择型分子筛催化剂包括CHP-1催化剂、CHP-2催化剂、CRP-1催化剂、CHP-S催化剂、CIP-1催化剂、CIP-2催化剂、CIP-3催化剂、CIP-4催化剂、CIP-5催化剂和CIP–S催化剂。

其中，所述流化反应器采用现有技术中的常规反应器即可。

在一种优选的实施方式中，所述流化反应器采用提升管+床层组合反应器，优选包括第一提升管、第二提升管、床层反应器和汽提段。

其中，所述提升管和床层组合反应器可以参考CN201684585U公开的提升管反应器。在进一步优选的实施方式中，第一提升管的出口温度为520～560℃，第二提升管的出口温度为600～650℃。

在更进一步优选的实施方式中，第一提升管和第二提升管的产物与汽提段的蒸汽一起通过床层反应器，床层的空速为2h^-1～10h^-1。

其中，深度催化裂解过程产生的深度催化裂解气与直接进入裂解炉产生的裂解气进入分离装置进行分离，获得低碳烯烃。深度催化裂解与汽化处理、蒸馏处理和蒸汽裂解相配合，能够有效提高低碳烯烃的收率。

在本发明中，采用裂解炉进行裂解的同时，采用深度催化裂解对经汽化处理和蒸馏处理后的重组分进行再处理得到深度催化裂解气，对原油的组分进行了充分利用。具体地，原油经过汽化处理、蒸馏处理，再配合深度催化裂解，能够进一步提高原油的裂解效率，还能够提高产物中低碳烯烃的收率。

本申请能有进一步的处理原油中的重组分，使之充分利用，获得更多的产品，如乙烯丙烯等。

在一种优选的实施方式中，在步骤4中，所述裂解气和深度催化裂解气进行如下分离：将裂解气和深度催化裂解气依次进入急冷器和裂解气分离系统后获得氢气、甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、汽油、燃料油和柴油等产品，可以采用现有技术中的分离流程进行分离。

在进一步优选的实施方式中，所述裂解气在分离之前进行换热处理。

其中，为了进一步提高产品中低碳烯烃的收率，将所述裂解气在分离之前进行换热处理。能够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。

本发明目的之二在于提供一种原油制备低碳烯烃的系统，优选用于进行本发明目的之一所述方法，所述系统包括裂解炉、汽化处理单元、蒸馏单元和深度催化裂解单元，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。

在一种优选的实施方式中，所述对流段第一管组连接汽化处理单元的(物料)入口，所述汽化处理单元的液相出口连接对流段第一管组。

在一种优选的实施方式中，所述对流段第一管组与蒸馏处理单元的(物料)入口连接。

在一种优选的实施方式中，汽化处理单元的第一蒸汽相出口、蒸馏处理单元的塔顶出口和中间馏分出口合并后与对流段第二管组相连。

在一种优选的实施方式中，所述深度催化裂解单元包括反应器和再生器。

其中，所述反应器用于进行深度催化裂解，所述再生器用于催化剂再生。

在进一步优选的实施方式中，所述反应器采用提升管+床层组合反应器，优选包括第一提升管、第二提升管、床层反应器和汽提段。

在更进一步优选的实施方式中，在所述床层反应器、第一提升管和第二提升管内填充有固体酸择型分子筛催化剂。

在一种优选的实施方式中，所述汽化处理单元为旋风分离器，优选地，所述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。

在一种优选的实施方式中，所述蒸馏单元为蒸馏塔。

在本发明中，将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热后通过汽化处理单元进行分离，形成第一蒸汽相和第一液相；将所述第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热后进入蒸馏单元，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；将所述塔顶馏分、中间馏分与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度后直接送入辐射段进行裂解得到裂解气；将塔底馏分送入深度催化裂解单元进行处理，获得深度催化裂解气，然后与所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：本发明采用裂解炉(蒸汽裂解炉)，同时与汽化处理单元、蒸馏单元和深度催化裂解单元配合，能够有效解决重质裂解原料在对流段不能充分气化、在辐射段和急冷部分容易结焦的问题，同时获得较高的低碳烯烃的收率，延长运行周期。

附图说明

图1示出本发明所述系统的结构示意图。

在图1中，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-汽化处理单元、6-蒸馏单元、7-反应器、8-再生器、9-深度催化裂解单元；

在图1中，将原油送入裂解炉4的对流段第一管组1进行预热，预热后通过汽化处理单元5进行分离，形成第一蒸汽相和第一液相；将所述第一液相送入裂解炉的对流段第一管组1进行预热，预热后进入蒸馏单元6，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；将所述塔顶馏分、中间馏分与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组2，加热至横跨温度后直接送入辐射段3进行裂解得到裂解气；将塔底馏分送入深度催化裂解单元9进行处理，获得深度催化裂解气，然后与所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

具体实施方式

下面结合具体实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在以下具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

本发明实施例和对比例所述裂解炉为CBL-III型裂解炉(购自中国石化工集团公司)。

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

分析项目	ASTM D5307
		IP，℃	69
10％，℃	192
		20％，℃	272
30％，℃	337
		40％，℃	393
50％，℃	446
		60％，℃	508
70％，℃	595
		75％，℃	653
80％，℃	-
		90％，℃	-
EP，℃	-

实施例1采用原油制备低碳烯烃的方法

采用图1所示系统进行，其中，所述汽化处理单元采用旋风分离器。

(1)将经过脱水脱盐的原油在裂解炉的对流段第一管组中，与过热蒸汽混合后，进行预热得到预热后的原油，过热蒸汽与原油的重量比为0.75:1。原油继续加热至280℃成为预热后的原油。

(2)预热后的原油的温度为280℃，将其送入带有内构件的旋风分离器(本实施例选择导叶片式旋风分离器)进行汽化处理得到第一蒸汽相和第一液相。旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的第一蒸汽相中的液相为265mg/m³。

(3)将第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热至325℃，预热后的第一液相进入蒸馏单元，塔顶回流温度255℃，塔底温度370℃，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；

(4)将塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸汽相，与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度(600℃)后直接送入辐射段进行裂解得到裂解气，该辐射段的操作参数为炉管出口温度为840℃，停留时间为0.22s；

(5)将塔底馏分送入深度催化裂解单元，深度催化裂解单元采用的催化剂为固体酸分子筛催化剂CHP-1催化剂，第一提升管的出口温度为560℃，第二提升管的出口温度为610℃，剂油比为12，空速为6h^-1；深度催化裂解产物直接进入蒸汽裂解的分离装置；

(6)将裂解气与深度催化裂解气混合后，经过急冷器和裂解气分离系统(采用LUMMUS的顺序分离流程)，分离得到氢气、低碳烯烃和裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为23.47wt％，丙烯的收率为15.14wt％，1,3-丁二烯的收率为4.56wt％，上述三烯的总收率为43.17wt％。运行周期为50天。可以看出，本发明所述方法不仅能够得到高的产品收率，而且采用特殊的处理工艺、尤其是采用深度催化裂解处理后能够明显延长周期。

实施例2

采用图1所示系统进行，其中，所述汽化分离单元采用旋风分离器。

(1)将经过脱水脱盐的原油在裂解炉4的对流段第一管组1中，与过热蒸汽混合后，进行预热得到预热后的原油。原油继续加热至315℃成为预热后的原油。

(2)预热后的原油的温度为315℃，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)进行汽化分离得到第一蒸汽相和第一液相。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150mg/m³。

(3)将第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热至350℃，预热后的第一液相进入蒸馏单元6，塔顶温度为240℃，塔底温度为380℃，形成塔顶馏分(沸点低于240℃)、中间馏分(沸点在240～380℃)和塔底馏分(沸点在380℃以上)；

(4)将塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸汽相，与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度(540℃)后直接送入辐射段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800℃，停留时间为0.7s，水油比为0.4:1；

(5)将塔底馏分送入深度催化裂解单元，深度催化裂解单元采用的催化剂为固体酸分子筛催化剂CHP-1催化剂，第一提升管的出口温度为520℃，第二提升管的出口温度为600℃，剂油比为10，空速为4h^-1；深度催化裂解产物直接进入蒸汽裂解的分离装置；

(6)将裂解气与深度催化裂解气混合后，经过急冷器和裂解气分离系统(采用LUMMUS的顺序分离流程)，分离得到氢气、低碳烯烃和裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为23.45wt％，丙烯的收率为15.14wt％，1,3-丁二烯的收率为4.52wt％，三烯收率为43.11wt％。运行周期为50天。

实施例3

采用图1所示系统进行，其中，所述汽化分离单元采用旋风分离器。

(1)将经过脱水脱盐的原油在裂解炉4的对流段第一管组1中，与过热蒸汽混合后，进行预热得到预热后的原油。原油继续加热至220℃成为预热后的原油。

(2)预热后的原油的温度为220℃，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)进行汽化分离得到第一气相和第一液相。第一旋风分离器5的分离效率为98％，经过分离后的第一气相中的液相为100mg/m³。

(3)将第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热至260℃，预热后的第一液相进入蒸馏单元6，塔顶温度为215℃，塔底温度为320℃，形成塔顶馏分(沸点低于215℃)、中间馏分(沸点在215-320℃)和塔底馏分(沸点在320℃以上)；

(4)将塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸汽相，与第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度(650℃)后直接送入辐射段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900℃，停留时间为0.1s，水油比为1:1；

(5)将塔底馏分送入深度催化裂解单元，深度催化裂解单元采用的催化剂为固体酸分子筛催化剂CHP-1催化剂，第一提升管的出口温度为550℃，第二提升管的出口温度为650℃，剂油比为10，空速为8h^-1；深度催化裂解产物直接进入蒸汽裂解的分离装置；

(6)将裂解气与深度催化裂解气混合后，经过急冷器和裂解气分离系统(采用LUMMUS的顺序分离流程)，分离得到氢气、低碳烯烃和裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为23.49wt％，丙烯的收率为15.13wt％，1,3-丁二烯的收率为4.58wt％，三烯收率为43.2wt％。运行周期为50天。

对比例1

该对比例1只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。

从实施例和对比例的结果可以看出，采用传统裂解装置，投用原油仅维持5天运行周期，而本发明可以保证原油在裂解装置正常投用，且采用旋风分离器、蒸馏单元和深度催化裂解单元对原油进行处理，能够有效减少结焦发生，运行周期达到50天；而且，在相同工艺条件下，相比对比例，实施例有效提高了低碳烯烃的产率。

Claims (14)

1.一种原油制备低碳烯烃的方法，包括以下步骤：

步骤1、将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，然后进行汽化处理，形成第一蒸汽相和第一液相，在步骤1中，采用旋风分离器进行汽化处理；

步骤2、将所述第一液相送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，预热后的第一液相进行蒸馏处理，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；

步骤3、将所述塔顶馏分、中间馏分和第一蒸汽相混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度后送入辐射段进行裂解得到裂解气；

步骤4、将塔底馏分进行深度催化裂解处理，获得深度催化裂解气，然后与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，其特征在于，所述原油包括轻石脑油、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。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤1中，

所述预热后的原油的流出温度为120-315℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤1中，所述第一蒸汽相中的液相含量低于10g/m³。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤2中，

所述预热后第一液相的流出温度为200-350℃；和/或

所述蒸馏处理的塔顶温度为150-320℃，塔底温度为280-450℃。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤3中，

所述横跨温度为500-750℃；和/或

所述辐射段的出口温度为780-950℃；和/或

所述裂解的停留时间为0.05-1s；和/或

所述裂解的水油比为(0.1-2):1。

7.根据权利要求1～6之一所述的方法，其特征在于，在步骤4中，所述深度催化裂解处理在固体酸择型分子筛催化剂存在下、于流化反应器内进行。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述流化反应器采用提升管+床层组合反应器。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述流化反应器包括第一提升管、第二提升管、床层反应器和汽提段。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，

第一提升管的出口温度为520～550℃；和/或

第二提升管的出口温度为600～650℃；和/或

第一提升管和第二提升管的产物及汽提段的蒸汽一起通过床层反应器，床层的空速为2h^-1～10h^-1。

11.一种利用原油制备低碳烯烃的系统，用于进行权利要求1～10之一所述方法，所述系统包括裂解炉、汽化处理单元、蒸馏单元和深度催化裂解单元，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；所述深度催化裂解单元包括反应器和再生器。

12.根据权利要求11所述的系统，其特征在于，

所述对流段第一管组连接汽化处理单元的入口，所述汽化处理单元的液相出口连接对流段第一管组；和/或

所述对流段第一管组与蒸馏处理单元的入口连接；和/或

汽化处理单元的第一蒸汽相出口、蒸馏处理单元的塔顶出口和中间馏分出口合并后与对流段第二管组相连；和/或

所述反应器采用提升管+床层组合反应器。

13.根据权利要求12所述的系统，其特征在于，所述反应器包括第一提升管、第二提升管、床层反应器和汽提段。

14.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，在所述床层反应器、第一提升管和第二提升管内填充有固体酸择型分子筛催化剂。

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