CN112745942B - 一种原油的处理方法与系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种原油的处理方法与系统，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化分离，形成第一气相和第一液相；将第一液相循环回对流段第一管组，然后蒸馏；对蒸馏的塔底馏分延迟焦化处理得到第二气相和第二液相，第二液相进行加氢加工处理获得加氢后轻组分；将蒸馏的塔顶馏分与中间馏分混合后与第一气相、第二气相、加氢后轻组分再混合、依次送入对流段第二管组和辐射段，裂解得裂解气，经分离得低碳烯烃。本发明采用裂解炉与汽化分离单元、蒸馏单元、延迟焦化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

一种原油的处理方法与系统
技术领域
本发明涉及原油处理领域，尤其涉及一种原油的处理方法与系统。
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。
通常利用裂解炉将各种烃类原料蒸汽裂解生产烯烃。原油一般含有饱和分、芳香分、胶质和沥青质等成分。原油中一般包含沸点超过590℃的高分子量非挥发性组分，这些非挥发性组分如在常规的裂解炉对流段进行预热，不能完全气化，容易形成结焦沉积，甚至堵塞炉管，影响裂解炉生产运行。
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。
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，提供一种原油的处理方法与系统，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的处理方法，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，然后进行汽化分离，形成第一气相和第一液相；
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、将步骤2所述塔底馏分进行延迟焦化处理，得到氢气、燃料气、第二气相、第二液相和焦炭，所述燃料气包括甲烷；
步骤4、将步骤3所述第二液相进行加氢加工处理，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；
步骤5、将步骤2所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第三气相，所述第三气相与第一气相、第二气相、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。
在本发明中，本发明中原油经过汽化分离和蒸馏处理后，所得气相直接进入裂解炉，所得液相经延迟焦化和加氢加工处理后进入裂解炉，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，所述第一气相中的液相含量10g/m3以下，优选200mg/m3以下。
在一种优选的实施方式中，在步骤1中，所述汽化分离为汽提、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分离。
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，预热后的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，采用汽化分离与蒸馏结合的方式，用于实现对预热后原油混合物的汽化分离，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，所述延迟焦化处理包括焦化处理、分馏处理、C2吸收处理、C2解吸处理和氢气分离处理。
在本发明中，所述C2的主要成分是乙烷，还包括少量的乙烯、乙炔，是一种富乙烷气的混合物。
其中，所述焦化处理用于将蒸馏单元产生的塔底馏分充分利用，产生轻相组分(包括气相组分、液相组分)及焦炭，所述分馏处理用于将焦化处理产生的轻相组分进行分离，得到气相产物和第二液相分别利用。所述C2吸收处理用于吸收所述气相产物中的C2以上的气相组分，得到液相和气相，再分别进行C2解吸处理和氢气分离处理，所述C2解吸处理用于脱除液相中C2以上的气相组分，成为第二气相，所述氢气分离单元用于将氢气与燃料气分离，氢气送入加氢加工单元作为原料，燃料气用作裂解炉燃气。
在进一步优选的实施方式中，所述延迟焦化处理如下进行：
(1)采用焦化处理对蒸馏单元的塔釜馏分进行处理，输出轻相组分，并形成焦炭任选地外排；
(2)对所述轻相组分进行分馏处理，得到气相产物和第二液相，利用所述第二液相进行所述加氢加工处理，利用所述气相产物进行C2吸收处理；
(3)经C2吸收处理得到的液相和气相分别进行C2解吸和氢气分离处理；
(4)经C2解吸得到第二气相，即C2气相；
(5)经氢气分离处理得到氢气和燃料气(包括甲烷)，所述氢气用于加氢加工处理，所述燃料气用作裂解炉燃气。
在更进一步优选的实施方式中，所述焦化处理于450-550℃下进行；所述分馏处理于30-100℃下进行；所述C2吸收处理于10-15℃、3-4MPaG下进行；所述解吸处理于100-150℃、1-3MPaG下进行；所述氢气分离处理于-150-100℃、3-5MPaG下进行。
在一种优选的实施方式中，在步骤4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4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4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，第二液相的体积空速为1.8-2.5h-1。
采用该方法对第二液相进行加氢处理，能够实现对第二液相进行充分加氢氢化，使得单烯加氢率高达95％。
在本发明中，原油经过汽化分离、蒸馏处理，再配合延迟焦化处理、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5中，在将所述第二气相与第一气相、加氢后轻组分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，原油与蒸汽的重量比为(0.1-2):1，优选为(0.4-1.5):1。
在一种优选的实施方式中，步骤5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，步骤5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，步骤5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，步骤5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。
本发明中，所述裂解的过程包括：将蒸馏处理后的塔顶馏分与中间馏分混合形成第三气相，与第一气相、第二气相、加氢后轻组分混合后送入裂解炉的对流段第二管组，加热至横跨温度后进行裂解，得到含低碳烯烃的裂解气，经过分离获得低碳烯烃。
所述裂解气进行分离得到低碳烯烃可以采用现有技术中的分离流程进行分离。优选地，本发明中，裂解气进行分离得到低碳烯烃的步骤是将裂解气顺序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。
在一种优选的实施方式中，在步骤5之后进行步骤6和步骤7：
步骤6、将所述加氢后重组分与对流段(包括第一管组和第二管组)的(过热)蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油；
步骤7、将延迟焦化处理得到的氢气、加氢加工处理得到的循环氢和裂解得到的裂解气进行分离，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。
本发明目的之二在于提供一种原油的处理系统，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、汽化分离单元、蒸馏单元、延迟焦化单元和加氢加工单元，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汽化分离单元的物料入口连接，汽化分离单元的液相出口与对流段第一管组连接。
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，所述蒸馏单元的塔底馏分出口与延迟焦化单元连接。
在一种优选的实施方式中，所述延迟焦化单元包括焦化单元和分馏单元，优选进一步包括C2吸收单元、C2解吸单元以及氢气分离单元。
优选地，所述焦化单元为焦化塔，所述分馏单元为分馏塔，所述C2吸收单元为C2吸收塔，所述C2解吸单元为C2解吸塔，所述氢气分离单元为氢气分离塔，其中，所述焦化处理用于将常压蒸馏单元产生的塔底馏分充分利用，产生轻相组分(包括气相组分、液相组分)及焦炭，所述分馏处理用于将焦化处理产生的气液两相进行分离，分别利用。所述C2吸收处理用于吸收焦化塔产生的C2以上的气相组分，将焦化塔产生的C2以上的气相组分脱除，成为第二气相，所述氢气分离单元用于将氢气与燃料气分离，氢气送入加氢加工单元作为原料，燃料气用作裂解炉燃气。
在一种优选的实施方式中，所述蒸馏单元的液相出口与焦化单元相连，用于将蒸馏单元的塔底馏分送入焦化单元。
在进一步优选的实施方式中，所述焦化单元的气相出口与分馏单元的物料入口相连，同时，所述焦化单元产生焦炭，任选地外排。
在更进一步优选的实施方式中，所述分馏单元的气相出口与C2吸收单元的物料入口相连，所述分馏单元的液相出口与加氢加工单元相连，用于向加氢加工单元送入所述第二液相。
在一种优选的实施方式中，所述C2吸收单元与所述C2解吸单元、氢气分离单元并联连接，其中，C2解吸单元送出第二气相，氢气分离单元送出氢气和燃料气。
其中，氢气分离单元在向加氢加工单元输送氢气的同时，外排产生的燃料气，用作裂解炉燃气。
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，所述分馏单元送出的第二液相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，得到循环氢、加氢后重组分和加氢后轻组分。
其中，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，在所述分离单元产生加氢后重组分任选地外排。
在一种优选的实施方式中，汽化分离单元的第一气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、C2解吸单元的第二气相(C2气相)出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口合并，合并后与对流段第二管组相连。
在一种优选的实施方式中，所述汽化分离单元为旋风分离器，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，预热后通过汽化分离单元进行分离，形成第一气相和第一液相；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延迟焦化单元，产生第二气相和第二液相；将所述第二液相送入加氢加工单元，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三气相，与第一气相、第二气相、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；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处理单元，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)，同时与汽化分离单元、蒸馏单元、延迟焦化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。
同时，采用本发明所述系统能够以原油直接作为裂解原料而不是先经过复杂的炼油流程后再将其中可用于裂解的部分送入裂解炉，这样由于减少了设备及流程，经济性上会有很大提高。
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-汽化分离单元、5-蒸馏单元、6-焦化单元、7-分馏单元、8-C2吸收单元、9-C2解吸单元、10-氢气分离单元、11-加氢处理单元、12-分离单元、13-氢气精制单元；14-裂解炉；15-延迟焦化单元；16-加氢加工单元；
在图1中，裂解炉14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；对流段第一管组1的气相出口连接汽化分离单元4的入口，汽化分离单元4的液相出口连接对流段第一管组1；对流段第一管组1的液相出口与蒸馏单元5的入口连接；汽化分离单元4的蒸气相出口、蒸馏单元5的塔顶出口和中间馏分出口与延迟焦化单元15的C2气相出口以及加氢加工单元16的轻组分出口合并，且与对流段第二管组2相连。延迟焦化单元包括焦化单元6、分馏单元7、C2吸收单元8、C2解吸单元9、氢气分离单元10。所述加氢加工单元16包括加氢处理单元11、分离单元12和氢气精制单元13。
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，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200mg/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6，塔顶温度为255℃，塔底温度为370℃，形成塔顶馏分(沸点低于255℃)、中间馏分(沸点在255-370℃)和塔底馏分(沸点在370℃以上)；
(4)将塔底馏分送入延迟焦化单元，该延迟焦化单元包括焦化塔、分馏塔、C2吸收塔、C2解吸塔、氢气分离塔。经过延迟焦化单元处理后得到H2、CH4、富乙烷气、第二液相。其中，焦化塔的操作温度500℃；分馏塔的操作温度为50℃；C2吸收塔的操作温度10℃，压力3.5MPaG；解吸塔的操作温度120℃，操作压力2MpaG；所述氢气分离处理于-150℃、3.1MPaG下进行。
(5)将第二液相送入加氢加工单元。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％。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)；
(6)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(600℃)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840℃，停留时间为0.22s，水油比为0.8:1；
(7)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；
(8)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。
(9)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25.55wt％，丙烯的收率为13.62wt％，1,3-丁二烯的收率为4.59wt％，三烯收率为43.76wt％。运行周期为42天。
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)将塔底馏分送入延迟焦化单元，该延迟焦化单元包括焦化塔、分馏塔、C2吸收塔、C2解吸塔、氢气分离塔。经过延迟焦化单元处理后得到H2、CH4、富乙烷气、第二液相。其中，焦化塔的操作温度450℃；分馏塔的操作温度为30℃；C2吸收塔的操作温度15℃，压力3MPaG；解吸塔的操作温度100℃，操作压力3MpaG；所述氢气分离处理于-100℃、5MPaG下进行。
(5)将第二液相送入加氢加工单元。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)；
(6)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0.4:1；
(7)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；
(8)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。
(9)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25.52wt％，丙烯的收率为13.61wt％，1,3-丁二烯的收率为4.56wt％，三烯收率为43.69wt％。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。
(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)将塔底馏分送入延迟焦化单元，该延迟焦化单元包括焦化塔、分馏塔、C2吸收塔、C2解吸塔、氢气分离塔。经过延迟焦化单元处理后得到H2、CH4、富乙烷气、第二液相。其中，焦化塔的操作温度550℃；分馏塔的操作温度为100℃；C2吸收塔的操作温度12℃，压力4MPaG；解吸塔的操作温度150℃，操作压力1MpaG；所述氢气分离处理于50℃、4MPaG下进行。
(5)将第二液相送入加氢加工单元。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)；
(6)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(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；
(7)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；
(8)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。
(9)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13.64wt％，1,3-丁二烯的收率为4.55wt％，三烯收率为43.72wt％。运行周期为42天。
对比例1
该对比例采用常规的裂解工艺进行裂解。
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、常压蒸馏装置和加氢装置对原油进行处理，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1，实施例1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)，进行汽化分离，蜗壳式旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的蒸汽相中的液相为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)，进行汽化分离。导叶式旋风分离器的分离效率为98％，经过分离后的蒸汽相中的液相为200mg/m3。
(4)将步骤3中分离出的蒸汽相与步骤1中分离出的蒸汽相一起送入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。
在该对比例中，采用两次汽化分离替换实施例1中先汽化分离再蒸馏处理，同时调整加氢处理的顺序，且没有采用催化裂化处理，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 (18)

1.一种原油的处理方法，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，然后进行汽化分离，形成第一气相和第一液相；
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；所述蒸馏处理的塔顶温度为150-320℃，塔底温度为280-450℃；
步骤3、将步骤2所述塔底馏分进行延迟焦化处理，所述延迟焦化处理包括焦化处理、分馏处理、C2吸收处理、C2解吸处理和氢气分离处理，得到氢气、燃料气、第二气相、第二液相和焦炭，所述燃料气包括甲烷；
步骤4、将步骤3所述第二液相进行加氢加工处理，获得循环氢、加氢后轻组分和加氢后重组分；
步骤5、将步骤2所述塔顶馏分与中间馏分混合形成第三气相，所述第三气相与第一气相、第二气相、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；
在步骤3中，所述延迟焦化处理如下进行：（1）采用焦化处理对蒸馏单元的塔底 馏分进行处理，输出轻相组分，并形成焦炭任选地外排；（2）对所述轻相组分进行分馏处理，得到气相产物和第二液相，利用所述第二液相进行所述加氢加工处理，利用所述气相产物进行C2吸收处理；（3）经C2吸收处理得到的液相和气相分别进行C2解吸和氢气分离处理；（4）经C2解吸得到第二气相；（5）经氢气分离处理得到氢气和燃料气，所述氢气用于加氢加工处理，所述燃料气用作裂解炉燃气。
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中的至少一种。
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℃；和/或
所述第一气相中的液相含量为10g/m3以下。
4.根据权利要求3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150-300℃；和/或
所述第一气相中的液相含量为200mg/m3以下。
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175-300℃，塔底温度为290-400℃。
6.根据权利要求5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210-320℃。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤4中，所述加氢加工处理依次包括加氢处理、分离和氢气精制。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述加氢处理采用催化加氢处理。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述加氢处理采用渣油加氢处理和氢化裂化处理中的至少一种。
10.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，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。
11.根据权利要求1~10之一所述的方法，其特征在于，
步骤5所述横跨温度为500-750℃；和/或
步骤5所述辐射段的出口温度为780-950℃；和/或
步骤5所述裂解的停留时间为0.05-1s；和/或
步骤5所述裂解的水油重量比为(0.1-2):1。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，
步骤5所述横跨温度为540-700℃；和/或
步骤5所述辐射段的出口温度为800-900℃；和/或
步骤5所述裂解的停留时间为0.1-0.7s；和/或
步骤5所述裂解的水油重量比为(0.4-1.5):1。
13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，在步骤5之后进行步骤6和步骤7：
步骤6、将所述加氢后重组分与对流段的蒸汽接触，进行汽提后，用作燃料油；
步骤7、将延迟焦化处理得到的氢气、加氢加工处理得到的循环氢和裂解得到的裂解气进行分离，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。
14.一种原油的处理系统，用于进行权利要求1~13之一所述方法，所述系统包括裂解炉、汽化分离单元、蒸馏单元、延迟焦化单元和加氢加工单元，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；所述延迟焦化单元包括焦化单元和分馏单元，进一步包括C2吸收单元、C2解吸单元以及氢气分离单元；汽化分离单元的第一气相出口、蒸馏单元的塔顶馏分出口和中间馏分出口、C2解吸单元的第二气相出口、加氢加工单元的加氢后轻组分出口合并，合并后与对流段第二管组相连。
15.根据权利要求14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汽化分离单元的物料入口连接，汽化分离单元的液相出口与对流段第一管组连接；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延迟焦化单元连接，用于将蒸馏单元的塔底馏分送入延迟焦化单元。
16.根据权利要求15所述的系统，其特征在于，
所述蒸馏单元的液相出口与焦化单元相连，用于将蒸馏单元的塔底馏分送入焦化单元；和/或
所述焦化单元的气相出口与分馏单元的物料入口相连；和/或
所述分馏单元的气相出口与C2吸收单元的物料入口相连，所述分馏单元的液相出口与加氢加工单元相连，用于向加氢加工单元送入所述第二液相；和/或
所述C2吸收单元与所述C2解吸单元、氢气分离单元并联连接，其中，C2解吸单元送出第二气相，氢气分离单元送出氢气和燃料气。
17.根据权利要求15~16之一所述的系统，其特征在于，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。
18.根据权利要求17所述的系统，其特征在于，所述分馏单元送出的第二液相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，得到循环氢、加氢后重组分和加氢后轻组分。
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