CN112708459A - 一种低碳烯烃的制备方法与系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种低碳烯烃的制备方法与系统，所述方法如下进行：将原油送入裂解炉的对流段第一管组预热后进行汽液分离，形成第一蒸气相和第一液相；将第一液相送入对流段第一管组预热，预热后的第一液相进行蒸馏，形成塔顶馏分、中间馏分和塔底馏分；将塔底馏分进行加氢加工处理，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；将塔顶馏分与中间馏分混合后与第一蒸气相、加氢后轻组分再混合、送入裂解炉进行裂解得低碳烯烃。本发明采用裂解炉与汽液分离单元、蒸馏单元和加氢加工单元配合，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

一种低碳烯烃的制备方法与系统

技术领域

本发明涉及低碳烯烃制备领域，尤其涉及一种低碳烯烃的制备方法与系统。

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/分离容器中以蒸气相除去步骤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。

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，提供一种低碳烯烃的制备方法及系统，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低碳烯烃的制备方法，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，形成第一蒸气相和第一液相；

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、将所述塔底馏分进行加氢加工处理，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；

步骤4、将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉进行裂解，得到低碳烯烃。

其中，所述裂解炉包括现有技术中公开的任何结构的裂解炉，优选包括单炉膛裂解炉和双炉膛裂解炉。

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，所述第一蒸气相中的液相含量为10g/m³以下，优选为200mg/m³以下。

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，所述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，能够进一步提高蒸气相的收率。并且可以有效降低蒸气相中的重组分含量，有效降低蒸气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加氢加工处理，因此，本发明所述方法，进一步利用了在现有技术中倍用作燃料的重组分，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，所述加氢加工处理依次包括加氢处理、分离和氢气精制。

其中，经分离获得加氢后重组分，经氢气精制获得循环氢和加氢后轻组分。

在进一步优选的实施方式中，在步骤3中，所述加氢处理采用催化加氢处理、渣油加氢处理和氢化裂化处理中的至少一种。

在更进一步优选的实施方式中，在步骤3中，所述加氢处理采用催化加氢处理，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，液相体积空速为1.8-2.5h^-1，采用该方法对第一液相进行加氢处理，能够实现对第一液相进行充分加氢氢化，使得单烯加氢率高达95％以上。

在本发明中，原油经过汽液分离、蒸馏处理，再配合加氢加工处理，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。

在一种优选的实施方式中，在步骤4中，在将所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉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。

在一种优选地实施方式中，在步骤3之后步骤4之前进行步骤4’：

步骤4’、对所述加氢后重组分进行汽提处理，得到汽提后轻组分。

在进一步优选的实施方式中，所述汽提处理采用至少两个汽提塔，其中一个汽提塔为工作状态，其它为备用状态，轮流切换使用。

在更进一步优选的实施方式中，当汽提处理过程中压降超过设定值，则将工作状态的汽化装置切出，将备用状态的汽化装置切入进行汽化处理；更优选地，所述设定值为0.1～0.2MPaG。

在一种优选的实施方式中，采用110-250℃的水蒸气进行汽提处理。

采用高温蒸汽进行汽提。

在进一步优选的实施方式中，在进行所述汽提处理时，水蒸气与加氢后重组分的重量比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

在一种优选的实施方式中，当采用单炉膛裂解炉时，步骤4如下进行：将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分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，所述裂解气经分离得到低碳烯烃。

在一种优选的实施方式中，当采用单炉膛裂解炉时，步骤4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，当采用单炉膛裂解炉时，步骤4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，当采用单炉膛裂解炉时，步骤4所述裂解的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s。

在一种优选的实施方式中，当采用单炉膛裂解炉时，步骤4所述裂解的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

在一种优选的实施方式中，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，步骤4如下进行：

步骤4.1、将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度后送入第一辐射段进行第一裂解处理得到第一裂解气；

步骤4.2、将所述汽提后轻组分送入裂解炉的对流段第二管组第二管排，加热至横跨温度后送入第二辐射段进行第二裂解处理得到第二裂解气；

步骤4.3、将所述第一裂解气和第二裂解气在任选地混合后，经分离得到低碳烯烃。

在进一步优选的实施方式中，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，步骤4.1所述横跨温度为500-750℃，优选为540-700℃；和/或，步骤4.1所述第一辐射段的出口温度为780-950℃，优选为800-900℃；和/或，步骤4.1所述第一裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；和/或，步骤4.1所述第一裂解处理的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

在更进一步优选的实施方式中，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，步骤4.2所述横跨温度为520-760℃，优选为550-710℃，更优选步骤4.2所述横跨温度高于步骤4.1所述横跨温度；和/或，步骤4.2所述第二辐射段的出口温度为750-950℃，优选为760-900℃，优选步骤4.2所述第二辐射段的出口温度低于步骤4.1所述第一辐射段；和/或，步骤4.2所述第二裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；和/或，步骤4.2所述第二裂解处理的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

一般情况下，由于加氢后重组分中较重的成分较多，如果将其与所述塔顶馏分与中间馏分、第一蒸气相、加氢后轻组分一起进去裂解炉同一辐射段，会由于裂解温度较高而产生严重的结焦现象，因此，为了保证运行周期采用放弃加氢后重组分的方式，但是这样又会导致产品产率降低。因此，发明人提出一种巧妙的优选方案，即优选采用双炉膛裂解炉，这样，采用两个辐射段对不同成分的原料在不同温度条件下进行裂解，具体地，所述塔顶馏分与中间馏分、第一蒸气相、加氢后轻组分的第一辐射段的裂解温度可以较高，但是汽提后轻组分的第二辐射段需要相对低一些的温度。这样，最轻的组分可以在较高温下裂解(相较于重组分，具体体现低横跨温度和高裂解温度)，最大程度提高裂解程度，提高产品产率；而相对重一些的组分于相对较低的温度下裂解，这样可以降低结焦的程度。

在一种优选的实施方式中，在步骤4中，所述分离如下进行：将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。

在本发明中，可以将所述循环氢和裂解气分离得到的氢气返回进行加氢处理，与新鲜氢气一起作为加氢处理的氢原料。

其中，裂解产生的氢气可送入加氢处理单元，与该单元分离的循环氢气，共同作为加氢反应的原料，从而减少整个系统的氢消耗，实现封闭或近似封闭的操作。

在原油裂解中，普遍认为原油中只有其汽油、柴油段的轻组分适宜裂解。本方法将原油中的中间组分全部利用，作为裂解原料，原油利用率更高。具体地，本方法得到的意料不到的技术效果就是，在以原油为原料裂解中，充分利用原油组分的同时提高烯烃收率高、延长运行周期。

本发明目的之二在于提供一种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、蒸馏单元和加氢加工处理单元，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的气相出口与所述汽化处理单元的物料入口、汽化处理单元的液相出口形成闭环连接。

在一种优选的实施方式中，所述对流段第一管组的液相出口与所述蒸馏单元的物料入口相连。

在进一步优选的实施方式中，所述蒸馏单元的塔底馏分出口与加氢加工单元的物料入口相连，用于将蒸馏单元的塔底馏分送入加氢加工单元。

在一种优选的实施方式中，所述加氢加工单元包括加氢处理单元、分离单元和氢气精制单元。

在进一步优选的实施方式中，所述蒸馏单元送出的塔底馏分依次经过加氢加工单元中的加氢处理单元、分离单元和氢气精制单元，其中，分离单元外排出加氢后重组分，氢气精制单元送出循环氢循环回加氢处理单元、进一步还送出加氢后轻组分。

在一种优选的实施方式中，分离单元的液相出口(送出加氢后重组分)与对流段第二管组的物料入口相连。

在一种优选的实施方式中，汽化处理单元的第一蒸气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口分别或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。

在一种优选的实施方式中，所述系统还包括汽提处理单元，所述汽提处理单元的物料入口与所述加氢加工单元的加氢后重组分出口相连。

在进一步优选的实施方式中，所述汽提处理单元包括至少两个汽提塔，其中一个汽化塔为工作状态，其它为备用状态，轮流切换使用；优选地，当汽化过程中压降超过设定值，则将工作状态的汽化装置切出，将备用状态的汽化装置切入进行汽化处理；其中，所述设定值优选为0.1～0.2MPaG。

在一种优选的实施方式中，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，其中，所述对流段第二管组包括对流段第二管组第一管排和对流段第二管组第二管排；所述辐射段包括第一辐射段和第二辐射段；所述对流段第二管组第一管排与第一辐射段相连，所述对流段第二管组第二管排与第二辐射段相连。

在进一步优选的实施方式中，所述汽化处理单元的第一蒸气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口分别或合并后与对流段第二管组第一管排相连。

在更进一步优选的实施方式中，所述汽提处理单元的汽提轻组分出口与对流段第二管组第二管排相连。

在本发明中，当采用单炉膛裂解炉(只有第一辐射段)时，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，形成第一蒸气相和第一液相；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；将所述塔底馏分送入加氢加工单元，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分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第一辐射段进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃和氢气；将所述循环氢和裂解气、分离得到的氢气返回至加氢处理单元进行重复利用，与新鲜氢气一起作为加氢处理单元的氢原料。将所述加氢后重组分与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油。

在本发明中，当采用双炉膛裂解炉时，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，形成第一蒸气相和第一液相；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；将所述塔底馏分送入加氢加工单元，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；对所述加氢后重组分进行汽提处理，得到汽提后轻组分；将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度后直接送入第一辐射段进行裂解得到第一裂解气，将汽提后轻组分送入对流段第二管组第二管排，加热至横跨温度后直接送入第二辐射段进行裂解得到第二裂解气，所述第一裂解气和第二裂解气经分离得到低碳烯烃和氢气；将所述循环氢和第一裂解气、第二裂解气分离得到的氢气返回至加氢处理单元进行重复利用，与新鲜氢气一起作为加氢处理单元的氢原料。

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、蒸馏单元和加氢加工单元配合，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采用单炉膛裂解时的结构示意图。

图2示出本发明所述系统采用双炉膛裂解时的结构示意图。

在图1和图2中，1-对流段第一管组、2-对流段第二管组、3-第一辐射段、4-裂解炉、5-汽化处理单元、6-蒸馏单元、7-加氢处理单元、8-分离单元、9-氢气精制单元、10-加氢加工单元；11-第二辐射段；12-第一汽提塔；13-第二汽提塔。

在图2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，形成第一蒸气相和第一液相；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；将所述塔底馏分送入加氢加工单元10，先于加氢处理单元7内进行加氢处理，再经过分离单元8和氢气精制单元9，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；对所述加氢后重组分送入第一汽提塔12(第二汽提塔13备用)，得到汽提后轻组分；将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组2的第一管排，加热至横跨温度后直接送入第一辐射段3进行裂解得到第一裂解气；将所述汽提后轻组分送入对流段第二管组2的第二管排，加热至横跨温度后直接送入第二辐射段11进行裂解得到第二裂解气，所述第一裂解气和第二裂解气经分离得到低碳烯烃和氢气；将所述循环氢和第一裂解气、第二裂解气分离得到的氢气作为加氢处理单元7的氢原料进行重复利用，与新鲜氢气一起送入加氢加工单元7。

图1所述系统中的裂解炉只包括一个辐射段，即第一辐射段3，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，形成第一蒸气相和第一液相；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；将所述塔底馏分送入加氢加工单元10，先于加氢处理单元7内进行加氢处理，再经过分离单元8和氢气精制单元9，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分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第一辐射段3进行裂解得到裂解气，所述裂解气经分离得到低碳烯烃；将所述加氢后重组分与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油；将所述循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，与新鲜氢气一起作为加氢加工单元的氢原料。

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4～6采用的裂解炉为双辐射段裂解炉(双炉膛裂解炉)，具体为CBL-VII型裂解炉(购自中国石化集团公司)。

本发明实施例1～3和对比例采用的裂解炉为单炉膛裂解炉，只含有一个辐射段，具体为CBL-III型裂解炉(购自中国石化集团公司)。

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ASTMD5307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，所述裂解炉为单炉膛裂解炉，只含有第一辐射段3。

(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0.70:1。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气相和第一液相。旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的第一蒸气相中的液相为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塔，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)将塔底馏分送入加氢加工单元的加氢处理单元，该加氢处理单元采用催化加氢处理塔底馏分，采用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度为268℃，加氢压力为2.68MPa，氢油比为3.0，原油体积空速为2.0h^-1，单烯加氢率为94％。催化加氢产物经过分离单元和氢气精制单元，获得循环氢、加氢后轻组分(沸点在288℃以下)和加氢后重组分(沸点在288℃以上)；

(5)将塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分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；

(6)将裂解气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；

(7)将加氢后重组分与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油；

(8)将循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，与新鲜氢气一起作为加氢加工单元的氢原料。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为25.55wt％，丙烯的收率为13.62wt％，1,3-丁二烯的收率为4.59wt％，上述三烯的总收率为43.76wt％。运行周期为42天。

对比实施例1与对比例1，在实施例中巧妙地采用双炉膛裂解炉将加氢加工单元送出的加氢后重组分进一步进行裂解处理，不仅提高了产品收率，而且延长了系统的运行周期。

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，所述裂解炉为单炉膛裂解炉，只含有第一辐射段3。

(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)将塔底馏分送入加氢加工单元。加氢加工单元采用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度为260℃，加氢压力为2.4MPa，氢油比为2.5，原油体积空速为1.8h^-1，单烯加氢率为94％。催化加氢产物经过分离装置和氢气精制装置，获得循环氢、加氢后轻组分(沸点在288℃以下)和加氢后重组分(沸点在288℃以上)；

(5)将蒸馏单元的塔顶馏分与中间馏分混合，然后与第一气相、富乙烷气、加氢后轻组分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0.6:1；

(6)将裂解气经分离系统(采用顺序分离流程)，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；

(7)将加氢后重组分与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油。

(8)将循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，作为加氢加工单元的氢原料。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为25.53wt％，丙烯的收率为13.63wt％，1,3-丁二烯的收率为4.56wt％，三烯收率为43.72wt％。运行周期为42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，所述裂解炉为单炉膛裂解炉，只含有第一辐射段3。

(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120℃成为预热后的原油。

(2)预热后的原油的温度为220℃，压力为0.15MPa，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℃，压力为0.15MPa，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)将塔底馏分送入加氢加工单元。加氢加工单元采用的催化剂为Co-Ni-Mo/Al₂O₃，加氢温度为280℃，加氢压力为2.8MPa，氢油比为3.5，原油体积空速为2.5h^-1，单烯加氢率为96％。催化加氢产物经过分离装置和氢气精制装置，获得循环氢、加氢后轻组分(沸点在288℃以下)和加氢后重组分(沸点在288℃以上)；

(5)将蒸馏单元的塔顶馏分与中间馏分混合，然后与第一气相、富乙烷气、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度(555℃)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0.1s，水油比为1:1；

(6)将裂解气经分离系统(采用顺序分离流程)，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；

(7)将加氢后重组分与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油。

(8)将循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，作为加氢加工单元的氢原料。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为25.57wt％，丙烯的收率为13.62wt％，1,3-丁二烯的收率为4.57wt％，三烯收率为43.76wt％。运行周期为41天。

实施例4

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，裂解炉为双炉膛裂解炉，含有第一辐射段3和第二辐射段11。

重复实施例1的步骤(1)～(4)，区别在于下述步骤：

(5)将所述加氢后重组分送入第一汽提塔12，采用205℃的水蒸气进行汽提处理，其中，水蒸气与加氢后重组分的重量比为1：1，得到汽提后轻组分；

汽提塔采用压力监控，当气化过程中压降超过设定值0.10MPa时，则将第一汽提塔12切出，采用第二汽提塔13进行汽化；切出后的第一汽提塔12，经吹扫后采用蒸汽/空气进行烧焦，烧焦气进入裂解炉的清焦罐处理后，达到环保要求后排放；

(6)将塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度(560℃)后直接送入第一辐射段进行裂解得到第一裂解气，该辐射段的操作参数为：水油比为0.75，炉管出口温度为840℃，停留时间为0.22s；

将汽提后轻组分送入裂解炉的对流段第二管组第二管排，加热至横跨温度(600℃)后送入第二辐射段进行裂解得到第二裂解气，该第二辐射段的操作参数为：水油比为0.75，炉管出口温度为800℃，停留时间为0.21s；

(7)将第一裂解气与第二裂解气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；

(8)将循环氢和第一裂解气、第二裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，与新鲜氢气一起作为加氢加工单元的氢原料。

裂解气经过分离获得低碳烯烃，其中乙烯收率为26.83wt％，丙烯的收率为14.30wt％，1,3-丁二烯的收率为4.82wt％，三烯收率为45.94wt％。运行周期为44天。

实施例5

采用图2所示系统进行，其中，所述汽化处理单元采用旋风分离器，裂解炉为双炉膛裂解炉，含有第一辐射段3和第二辐射段11。

重复实施例2中步骤(1)～步骤(4)，区别在于下述：

(5)将所述加氢后重组分送入第一汽提塔12，采用235℃的水蒸气进行汽提处理，其中，水蒸气与加氢后重组分的重量比为0.95：1，得到汽提后轻组分；

汽提塔采用压力监控，当气化过程中压降超过设定值0.10MPa时，则将第一汽提塔12切出，采用第二汽提塔13进行汽化；切出后的第一汽提塔12，经吹扫后采用蒸汽/空气进行烧焦，烧焦气进入裂解炉的清焦罐处理后，达到环保要求后排放；

(6)将蒸馏单元6塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度(550℃)后直接送入第一辐射段进行裂解得到第一裂解气，该第一辐射段3的操作参数为炉管出口温度为820℃，停留时间为0.1s；

将所述汽提后轻组分送入裂解炉1的对流段第二管组2的第二管排，加热至横跨温度后(565℃)送入第二辐射段11进行第二裂解处理得到第二裂解气，该第二辐射段11的操作参数为炉管出口温度为800℃，停留时间为0.1s；

(7)将将所述第一裂解气和第二裂解气混合，经分离系统(采用顺序分离流程)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；

(8)将循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，作为加氢加工单元的氢原料。

经过分离获得的低碳烯烃，其中乙烯收率为26.82wt％，丙烯的收率为14.31wt％，1,3-丁二烯的收率为4.85wt％，三烯收率为45.98wt％。运行周期为43天。

实施例6

采用图2所示系统进行，其中，所述汽化处理单元采用旋风分离器，裂解炉为双炉膛裂解炉，含有第一辐射段3和第二辐射段11。

重复实施例3中步骤(1)～步骤(4)，区别在于下述：

(5)将所述加氢后重组分送入第一汽提塔12，采用245℃的水蒸气进行汽提处理，其中，水蒸气与加氢后重组分的重量比为0.9：1，得到汽提后轻组分；

汽提塔采用压力监控，当气化过程中压降超过设定值0.10MPa时，则将第一汽提塔12切出，采用第二汽提塔13进行汽化；切出后的第一汽提塔12，经吹扫后采用蒸汽/空气进行烧焦，烧焦气进入裂解炉的清焦罐处理后，达到环保要求后排放；

(6)将蒸馏单元6塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度(560℃)后直接送入第一辐射段进行裂解得到第一裂解气，该第一辐射段3的操作参数为炉管出口温度为830℃，停留时间为0.2s；

将所述汽提后轻组分送入裂解炉1的对流段第二管组2的第二管排，加热至横跨温度后(580℃)送入第二辐射段11进行第二裂解处理得到第二裂解气，该第二辐射段11的操作参数为炉管出口温度为800℃，停留时间为0.2s；

(7)将将所述第一裂解气和第二裂解气混合，经分离系统(采用顺序分离流程)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；

(8)将循环氢和裂解气分离得到的氢气返回至加氢加工单元，作为加氢加工单元的氢原料。

经过分离获得的低碳烯烃，其中乙烯收率为26.85wt％，丙烯的收率为14.32wt％，1,3-丁二烯的收率为4.84wt％，三烯收率为46.01wt％。运行周期为43天。

对比例1

该对比例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1和对比例1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、蒸馏单元和加氢加工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42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。

对比例2

(1)将脱水脱盐的原油直接送入CBL-III型裂解炉(购自中国石化工集团公司)，在对流段第一管组进行预热，预热后的原油温度为380℃，压力为0.15MPa。将预热后的原油送入设置有隔离板和防涡器内构件的蜗壳式旋风分离器(第一旋风分离器)，进行汽化处理。蜗壳式旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的蒸气相中的液相为200mg/m³。

(2)将分离出的液相进行加氢处理，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％。加氢加工后的物流与石脑油混合，制得混合物，其中加氢加工后的物流与石脑油的质量比例为90∶10。

(3)将所述混合物也送入CBL-III型裂解炉(购自中国石化工集团公司)，在对流段第一管组进行预热，预热后的混合物的温度为380℃，压力为0.15MPa。将预热后的混合物送入设置有顶部撇液筒、隔离板和防涡器内构件的导叶式旋风分离器(第二旋风分离器)，进行汽化处理。导叶式旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的蒸气相中的液相为200mg/m³。

(4)将步骤3中分离出的蒸气相与步骤1中分离出的蒸气相一起送入CBL-III蒸汽裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度(510℃)后进入辐射段，进行裂解，生成含烯烃的裂解气；该辐射段的操作参数为水油比0.75，炉管出口温度为840℃，停留时间0.21s。产物的乙烯收率为23.54wt％，丙烯的收率为12.27wt％，1,3-丁二烯的收率为4.42wt％，三烯收率为40.22wt％。将步骤3中分离出的液相与对流段的过热蒸汽接触，进行汽提后，作重质燃料油。运行周期为35天。

在该对比例2中，采用两次汽化处理替换实施例1中先汽化处理再蒸馏处理，同时调整加氢处理的顺序，结果发现，其制得的各产品收率均低于实施例1。说明书，本发明所述系统是一个整体，彼此相互作用获得较高的低碳烯烃的收率，同时延长运行周期。

Claims (16)

1.一种低碳烯烃的制备方法，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，形成第一蒸气相和第一液相；

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、将所述塔底馏分进行加氢加工处理，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；

步骤4、将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉进行裂解，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，优选地，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。

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℃，优选为150-300℃；和/或

所述第一蒸气相中的液相含量为10g/m³以下，优选为200mg/m³以下。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤1中，所述汽化处理为汽提、闪蒸和旋流分离中的至少一种，优选采用旋风分离进行汽化处理。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，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℃；和/或

所述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℃。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤3中，所述加氢加工处理依次包括加氢处理、分离和氢气精制，优选地，所述加氢处理采用催化加氢处理、渣油加氢处理和氢化裂化处理中的至少一种；更优选地，经分离获得加氢后重组分，经氢气精制获得循环氢和加氢后轻组分。

7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤3之后步骤4之前进行步骤4’：

步骤4’、对所述加氢后重组分进行汽提处理，得到汽提后轻组分；

优选地，所述汽提处理采用至少两个汽提塔，其中一个汽提塔为工作状态，其它为备用状态，轮流切换使用；优选地，当汽提处理过程中压降超过设定值，则将工作状态的汽化装置切出，将备用状态的汽化装置切入进行汽化处理；更优选地，所述设定值为0.1～0.2MPaG。

8.根据权利要求1～7之一所述的方法，其特征在于，

当所述裂解炉为单炉膛裂解炉时，步骤4如下进行：将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分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，所述裂解气经分离得到低碳烯烃；或

当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，步骤4如下进行：

步骤4.1、将所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第二蒸气相，所述第二蒸气相与第一蒸气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组第一管排，加热至横跨温度后送入第一辐射段进行第一裂解处理得到第一裂解气；

步骤4.2、将所述汽提后轻组分送入裂解炉的对流段第二管组第二管排，加热至横跨温度后送入第二辐射段进行第二裂解处理得到第二裂解气；

步骤4.3、将所述第一裂解气和第二裂解气在任选地混合后，经分离得到低碳烯烃。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，当所述裂解炉为单炉膛裂解炉时，

步骤4所述横跨温度为500-750℃，优选为540-700℃；和/或

步骤4所述辐射段的出口温度为780-950℃，优选为800-900℃；和/或

步骤4所述裂解的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；和/或

步骤4所述裂解的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

10.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，

步骤4.1所述横跨温度为500-750℃，优选为540-700℃；和/或

步骤4.1所述第一辐射段的出口温度为780-950℃，优选为800-900℃；和/或

步骤4.1所述第一裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；和/或

步骤4.1所述第一裂解处理的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，

步骤4.2所述横跨温度为520-760℃，优选为550-710℃；和/或；

步骤4.2所述第二辐射段的出口温度为750-950℃，优选为760-900℃；和/或

步骤4.2所述第二裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；和/或

步骤4.2所述第二裂解处理的水油比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。

12.一种制备低碳烯烃的系统，用于进行权利要求1～11之一所述方法，所述系统包括裂解炉、汽化处理单元、蒸馏单元和加氢加工处理单元，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；优选地，所述加氢加工单元包括依次相连的加氢处理单元、分离单元和氢气精制单元；优选地，所述汽化处理单元为旋风分离器。

13.根据权利要求12所述的系统，其特征在于，

所述对流段第一管组的气相出口与所述汽化处理单元的物料入口、汽化处理单元的液相出口形成闭环连接；和/或

所述对流段第一管组的液相出口与所述蒸馏单元的物料入口相连，所述蒸馏单元的塔底馏分出口与加氢加工单元的物料入口相连，用于将蒸馏单元的塔底馏分送入加氢加工单元。

14.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述蒸馏单元送出的塔底馏分依次经过加氢加工单元中的加氢处理单元、分离单元和氢气精制单元，其中，分离单元外排出加氢后重组分，氢气精制单元送出循环氢循环回加氢处理单元、进一步还送出加氢后轻组分；优选地，

汽化处理单元的第一蒸气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口分别或合并后与对流段第二管组相连。

15.根据权利要求12～14之一所述的系统，其特征在于，所述系统还包括汽提处理单元，所述汽提处理单元的物料入口与所述加氢加工单元的加氢后重组分出口相连；

优选地，所述汽提处理单元包括至少两个汽提塔，其中一个汽化塔为工作状态，其它为备用状态，轮流切换使用；更优选地，当汽化过程中压降超过设定值，则将工作状态的汽化装置切出，将备用状态的汽化装置切入进行汽化处理；其中，所述设定值优选为0.1～0.2MPaG。

16.根据权利要求15所述的系统，其特征在于，当所述裂解炉为双炉膛裂解炉时，所述对流段第二管组包括对流段第二管组第一管排和对流段第二管组第二管排；所述辐射段包括第一辐射段和第二辐射段；所述对流段第二管组第一管排与第一辐射段相连，所述对流段第二管组第二管排与第二辐射段相连；优选地：

所述汽化处理单元的第一蒸气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口分别或合并后与对流段第二管组第一管排相连；

所述汽提处理单元的汽提轻组分出口与对流段第二管组第二管排相连。

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