CN114479922B - 原油制备低碳烯烃的方法及系统 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及低碳烯烃的制备领域，公开了一种原油制备低碳烯烃的方法及系统。该方法包括如下步骤：(1)将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，得到轻组分和重组分；(2)将所述轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的辐射段进行裂解处理得到裂解产物；(3)将所述重组分进行催化热裂解，得到催化热裂解气；(4)将步骤(2)中所述裂解产物与所述催化热裂解气混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品。本发明提供的方法工艺流程简单，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，同时还能够提高产品中低碳烯烃的收率，具备广阔的应用前景。

Description

原油制备低碳烯烃的方法及系统
技术领域
本发明涉及低碳烯烃的制备领域，具体地，涉及一种原油制备低碳烯烃的方法及系统。
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、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，我国一直以来大多以石脑油作为制备低碳烯烃的主要原料。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降低。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。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。因此，人们不断寻求原料利用率高、工艺过程稳定、裂解产品的收率高的优异的工艺方法。
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。该方法对原料进行裂解处理，其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。
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。
因此，需要寻求一种原油利用率高、工艺流程简单且不易结焦，设备运行周期长的工艺方法及系统。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有技术中存在的原油利用率低、工艺过程中易结焦、设备运行周期短等技术问题，提供一种原油制备低碳烯烃的方法及系统，该方法工艺流程简单，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，同时还能够提高产品中低碳烯烃的收率。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种原油制备低碳烯烃的方法，该方法包括步骤(1)、(2A)、(3)和4A)或，该方法包括步骤(1)、(2B)、(3)和(4B)：
(1)将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，得到轻组分和重组分；
(2A)将所述轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的辐射段进行裂解处理得到裂解产物；
(2B)将所述轻组分进行降压处理，得到气相组分和液相组分；将所述液相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第一辐射段，进行第一裂解处理得到第一裂解产物；将所述气相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第二辐射段段，进行第二裂解处理得到第二裂解产物；
(3)将所述重组分进行催化热裂解，得到催化热裂解气；
(4A)将步骤(2A)中所述裂解产物与所述催化热裂解气混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品；
(4B)将步骤(2B)中所述第一裂解产物、第二裂解产物与所述催化热裂解气混合后经分离得到包含低碳烯烃的产品。
本发明第二方面提供一种原油制备低碳烯烃的系统，该系统包括：高压抽提塔、裂解炉、催化热裂解单元和裂解气分离单元；
所述高压抽提塔用于将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，以得到轻组分和重组分；
所述裂解炉连通所述高压抽提塔，用于将来自所述高压抽提塔的所述轻组分与水蒸气混合后，经对流段加热至横跨温度后进行裂解处理，以得到裂解产物；
所述催化热裂解单元连通所述高压抽提塔，用于将来自所述高压抽提塔的所述重组分进行催化热裂解，以得到催化热裂解气；
所述裂解气分离单元连通所述裂解炉和所述催化热裂解单元，用于将来自所述裂解炉的所述裂解产物和来自所述催化热裂解单元的所述催化热裂解气混合后进行分离，以得到包含低碳烯烃的产品；
优选地，所述裂解炉包括沿流体方向依次排布的对流段和辐射段。
通过上述技术方案，将原油与轻烃混合后经高压抽提获得轻组分和重组分，所得轻组分进行裂解处理获得裂解产物，所得重组分经催化热裂解获得催化热裂解气，催化热裂解气与裂解产物混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品。或者，轻组分经降压处理分离为气相组分和液相组分，气相组分和液相组分分别与水蒸气混合后进行裂解处理，得到裂解产物；重组分经催化热裂解获得催化热裂解气，催化热裂解气与裂解产物混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品。该方法能够有效简化原油利用的流程，同时提高原油的利用效率。
与现有技术相比，本发明至少具有如下有益效果：
本发明采用裂解炉，同时与高压抽提单元和催化热裂解单元配合，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，同时简化原油利用路线，获得较高的低碳烯烃的收率，延长运行周期。
本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
图1为本发明一种具体实施方式的原油制备低碳烯烃的系统的结构及流程示意图。
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、高压抽提塔；6、裂解气分离单元；7、反应器；8、再生器；9、油急冷器；10、催化热裂解单元。
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。
本发明中，第一提升管、第二提升管、床层反应器等未在图1中示出(可以参照本领域常规的催化热裂解的装置理解)。
本发明提供了一种原油制备低碳烯烃的方法，该方法包括步骤(1)、(2A)、(3)和(4A)，或该方法包括步骤(1)、(2B)、(3)、(4B)：
(1)将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，得到轻组分和重组分；
(2A)将所述轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的辐射段进行裂解处理得到裂解产物；
(2B)将所述轻组分进行降压处理，得到气相组分和液相组分；将所述液相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第一辐射段，进行第一裂解处理得到第一裂解产物；将所述气相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第二辐射段段，进行第二裂解处理得到第二裂解产物；
(3)将所述重组分进行催化热裂解，得到催化热裂解气；
(4A)将步骤(2A)中所述裂解产物与所述催化热裂解气混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品；
(4B)将步骤(2B)中所述第一裂解产物、第二裂解产物与所述催化热裂解气混合后经分离得到包含低碳烯烃的产品。
本发明中，所述轻烃一般指低碳烃类，优选指低碳烷烃。
根据本发明的一些实施方式，优选地，所述轻烃可以选自C3-C5的烷烃，更优选选自丙烷、正丁烷和异丁烷中的至少一种。
本发明中，一般地，当所述轻烃选自两种或两种组分以上的情况下，对所述各组分之间的重量比没有特别的限定，只要能够满足本发明的抽提的需求即可。
本发明中，优选情况下，所述轻组分可以为轻烃和原油中非沥青组分的混合物，其中，轻组分中的轻烃可以为部分或全部的步骤(1)中引入的轻烃；所述重组分可以为包含胶质和沥青的混合物。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(1)中，所述轻烃与所述原油的重量比可以为(0.1-10)：1，更优选为(2-6)：1。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(1)中，所述抽提的条件可以包括：压力为1-10MPa，更优选为3-6MPa；温度为50-200℃，更优选为80-160℃。
根据本发明的一些实施方式，为了使得所述轻烃与所述原油在所述抽提塔内更加充分的接触，优选情况下，所述原油可以送入抽提塔的中上部；所述轻烃可以送入抽提塔的中下部。
本发明中，所述抽提塔优选为高压抽提塔。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(1)中，所述原油与所述轻烃混合之前，还对所述原油进行预热处理，使其达到所述抽提所需的温度。
本发明中，优选地，将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行所述预热处理。
根据本发明的一些实施方式，优选情况下，步骤(2A)中的所述裂解处理、步骤(2B)中的所述第一裂解处理和第二裂解处理的条件可以各自独立地包括：水油重量比为(0.1-2)：1，优选为(0.4-1.5)：1；辐射段(步骤(2A)中的所述裂解炉的辐射段、步骤(2B)中的所述裂解炉的第一辐射段、第二辐射段)的出口温度为600-950℃，优选为780-870℃；所述裂解处理(步骤(2A)中的所述裂解处理、步骤(2B)中的所述第一裂解处理、第二裂解处理)停留的时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；
和/或，所述横跨温度为500-760℃，优选为540-710℃。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(2B)中，所述第一裂解处理的条件包括：所述第一辐射段的出口温度为750-950℃，优选为760-900℃；所述第一裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；所述第一裂解处理的水油重量比为(0.1-2)：1，优选为(0.4-1.5)：1。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(2B)中，所述第二裂解处理的条件包括：所述第二辐射段的出口温度为780-950℃，优选为800-900℃；所述第二裂解处理的停留时间为0.05-1s，优选为0.1-0.7s；所述第二裂解处理的水油重量比为(0.1-2)：1，优选为(0.4-1.5)：1。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(2B)中，所述降压处理的条件可以包括：将所述轻组分的压力降低至0.01-2.5MPa，更优选降低至0.1-1MPa。
本发明中，所述降压处理在降压设备中进行。
本发明中，步骤(2A)中的所述裂解处理、步骤(2B)中的所述第一、第二裂解处理优选指蒸汽裂解。
本发明中，步骤(2A)和(2B)中的对流段优选指对流段第二管组。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(3)中，对所述催化热裂解的反应器没有特别的限定，可以参照本领域常规的催化热裂解中的反应器，例如可以采用提升管与床层反应器组合的反应器，更优选采用包括第一提升管、第二提升管和床层反应器的组合反应器。
根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(3)中，所述催化热裂解的条件可以包括：所述催化热裂解在双功能酸性分子筛催化剂的存在下进行，其中，所述双功能酸性分子筛催化剂的用量使得剂油比为15-30，优选为20-25；所述第一提升管的出口温度为500-650℃，更优选为570-650℃，所述第二提升管的温度为660-800℃，更优选为660-760℃；所述床层反应器的空速为0.5-15h-1，更优选为1-8h-1。
本发明中，优选情况下，所述第一提升管和所述第二提升管内的产物与蒸汽一起通过床层反应器。
根据本发明的一些实施方式，优选地，所述双功能酸性分子筛催化剂选自碱土金属改性分子筛催化剂或磷和碱土金属改性分子筛催化剂，优选为磷和碱土金属改性分子筛催化剂，进一步优选为CEP催化剂，购自购自中国石化催化剂齐鲁分公司。
本发明中，所述CEP催化剂是一种酸性沸石(分子筛)催化剂，存在两种具有催化反应活性的酸性中心，一种为质子酸中心(即B酸中心)，另一种为非质子酸中心(即L酸中心)。
本发明中，优选情况下，在所述床层反应器、第一提升管和第二提升管内均填充有双功能酸性分子筛催化剂。
本发明中，优选地，该方法还包括将所述裂解产物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，并减少裂解产物在冷却分离时产生结焦现象。
本发明中，优选情况下，所述裂解产物的分离(包括步骤(4A)和步骤(4B)中的分离)可以采用本领域常规的手段，例如，将步骤(2A)中所述裂解产物、步骤(2B)中所述第一裂解产物和第二裂解产物顺序进行入急冷器和裂解气分离单元后获得氢气、轻烃(甲烷、丙烷、丁烷等)、乙烯、丙烯、丁二烯、汽油、燃料油和柴油等产品。其中，所获得的轻烃可部分或全部作为步骤(1)中的轻烃循环使用，以减少整个工艺过程中能耗。
本发明第二方面提供一种原油制备低碳烯烃的系统，该系统包括：高压抽提塔5、裂解炉4、催化热裂解单元10和裂解气分离单元6；
所述高压抽提塔5用于将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，以得到轻组分和重组分；
所述裂解炉4连通所述高压抽提塔5，用于将来自所述高压抽提塔5的所述轻组分与水蒸气混合后，经对流段加热至横跨温度后进行裂解处理，以得到裂解产物；
所述催化热裂解单元10连通所述高压抽提塔5，用于将来自所述高压抽提塔5的所述重组分进行催化热裂解，以得到催化热裂解气；
所述裂解气分离单元6连通所述裂解炉4和所述催化热裂解单元10，用于将来自所述裂解炉4的所述裂解产物和来自所述催化热裂解单元10的所述催化热裂解气混合后进行分离，以得到包含低碳烯烃的产品；
本发明中，优选地，所述裂解炉4包括沿流体方向依次排布的对流段和辐射段3，其中，所述对流段包括对流段第一管组1、对流段第二管组2。
根据本发明的一种实施方式，优选地，所述高压抽提塔5与所述裂解炉4之间还包括降压设备，用于将来自所述高压抽提塔5的第一轻组分进行降压处理，以得到气相组分和液相组分；优选地，所述裂解炉的辐射段3包括第一辐射段和第二辐射段。
根据本发明的一些实施方式，优选地，所述催化热裂解单元10的反应器采用提升管与床层反应器组合的反应器7，优选采用包括第一提升管、第二提升管和床层反应器的组合反应器；其中，所述反应器7的顶部设置油急冷器9。
本发明中，优选地，所述催化热裂解单元10可采用本领域常规的装置，例如可以包括依次相连的再生器8、反应器7和油急冷器9。
本发明中，所述原油可以包括石脑油、轻石脑油、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。
本发明中，低碳烯烃一般指乙烯、丙烯以及1,3-丁二烯。
本发明中，在没有特别说明的情况下，所述压力均指“表压”。
本发明中，“横跨温度”指裂解原料经过对流段预热进入辐射段的温度，也可以指裂解反应开始的温度。
按照一种具体的实施方式，结合图1，本发明的原油制备低碳烯烃的方法在本发明的原油制备低碳烯烃的系统中的使用具体可以包括以下流程：
(a)将原油送入裂解炉4的对流段第一管组1进行预热，与轻烃一起送入高压抽提塔5，其中，原油送入高压抽提塔5的中上部，轻烃送入高压抽提塔5中下部，进行抽提，控制轻烃与原油的重量比、抽提塔的压力、抽提塔的温度，塔顶得到轻组分，塔底得到重组分；
(b)将轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段第二管组2，经加热至横跨温度后送入裂解炉的辐射段3进行蒸汽裂解处理，控制水油重量比、裂解炉4的出口温度(裂解温度)、裂解时间，得到蒸汽裂解产物；
(c)将重组分送入催化热裂解单元10，并采用双功能酸性分子筛催化剂控制第一提升管温度、第二提升管的温度、床层反应器的空速等条件，得到催化热裂解气；
(d)所述催化热裂解气与蒸汽裂解产物混合后，经分离操作，得到氢气、轻烃、低碳烯烃、裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油。将分离得到的丙烷返回高压抽提塔5，作为步骤(a)中的轻烃循环使用。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
以下实施例中，CEP催化剂购自购自中国石化催化剂齐鲁分公司；
以下实施例1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2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)；
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
(1)将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，与轻烃(丙烷)一起送入高压抽提塔，其中，原油送入高压抽提塔的中上部，轻烃送入高压抽提塔中下部，进行抽提，其中，轻烃与原油的重量比为6:1，抽提塔的压力为6MPa，抽提塔的温度为90℃，塔顶得到轻组分，塔底得到重组分；
(2A)将轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段第二管组，经加热至横跨温度(600℃)后送入裂解炉的辐射段进行蒸汽裂解处理(水油重量比为0.6:1，裂解炉的出口温度(裂解温度)为810℃，裂解时间为0.24s)，得到蒸汽裂解产物；
(3)将重组分送入催化热裂解单元，并采用双功能酸性分子筛催化剂(CEP催化剂)，剂油比为20，其中，第一提升管温度为610℃，第二提升管的温度为730℃，床层反应器的空速为4h-1，得到催化热裂解气；
(4A)所述催化热裂解气与蒸汽裂解产物混合后，经分离操作，得到氢气、丙烷、低碳烯烃、裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油；其中，乙烯收率为25.87wt％，丙烯的收率为16.21wt％，1,3-丁二烯的收率为4.36wt％，三烯收率为46.44wt％。将分离得到的丙烷返回高压抽提塔，作为步骤(1)中的轻烃循环使用。
运行周期为50天。
实施例2
(1)将原油送入裂解炉的对流段第一管组进行预热，与轻烃(按重量比计，异丁烷5％，正丁烷95％)一起送入高压抽提塔，其中，原油送入高压抽提塔的中上部，轻烃送入高压抽提塔中下部，进行抽提，其中，轻烃与原油的重量比为4:1，抽提塔的压力为4.5MPa，抽提塔的温度为155℃，塔顶得到轻组分，塔底得到重组分；
(2B)将轻组分压力降低至1MPa，分离得到气相组分和液相组分；将液相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度(605℃)后送入裂解炉的第一辐射段，进行第一蒸汽裂解处理(水油重量比为0.7:1，裂解炉的出口温度(裂解温度)为810℃，裂解时间为0.24秒)，得到第一蒸汽裂解产物；将气相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度(605℃)后送入裂解炉的第二辐射段进行第二蒸汽裂解处理(水油重量比为0.5:1，裂解炉的出口温度(裂解温度)为850℃，裂解时间为0.24秒)，得到第二蒸汽裂解产物；
(3)将重组分送入催化热裂解单元，并采用双功能酸性分子筛催化剂(CEP催化剂)，剂油比为25，第一提升管温度为610℃，第二提升管的温度为670℃，床层反应器的空速为2.5h-1，得到催化热裂解气；
(4B)将第一、第二蒸汽裂解产物混合后再与所述催化热裂解气混合，经分离操作，得到氢气、异丁烷，正丁烷、低碳烯烃、裂解汽油、裂解柴油和裂解燃料油；其中乙烯收率为31.05wt％，丙烯的收率为16.03wt％，1,3-丁二烯的收率为4.55wt％，三烯收率为51.63wt％。将分离得到的异丁烷，正丁烷返回高压抽提塔，作为步骤(1)中的轻烃循环使用。
运行周期为53天。
对比例
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。
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 (20)

1.一种原油制备低碳烯烃的方法，其特征在于，该方法包括步骤(1)、(2A)、(3)和(4A)，或该方法包括步骤(1)、(2B)、(3)和(4B)：
(1)将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，得到轻组分和重组分；
(2A)将所述轻组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的辐射段进行裂解处理得到裂解产物；
(2B)将所述轻组分进行降压处理，得到气相组分和液相组分；将所述液相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第一辐射段，进行第一裂解处理得到第一裂解产物；将所述气相组分与水蒸气混合并送入裂解炉的对流段，加热至横跨温度后送入裂解炉的第二辐射段段，进行第二裂解处理得到第二裂解产物；
(3)将所述重组分进行催化热裂解，得到催化热裂解气；
(4A)将步骤(2A)中所述裂解产物与所述催化热裂解气混合，经分离得到包含低碳烯烃的产品；
(4B)将步骤(2B)中所述第一裂解产物、第二裂解产物与所述催化热裂解气混合后经分离得到包含低碳烯烃的产品；
步骤(1)中，所述轻烃与所述原油的重量比为(0.1-10)：1，所述轻烃选自C3-C5的烷烃；
步骤(2A)中的所述裂解处理、步骤(2B)中的所述第一裂解处理和第二裂解处理的条件各自独立地包括：水油重量比为(0.1-2)：1；裂解炉的辐射段的出口温度为600-950℃；所述裂解处理停留的时间为0.05-1s；
步骤(3)中，所述催化热裂解的反应器采用包括第一提升管、第二提升管和床层反应器的组合反应器；所述催化热裂解的条件包括：所述催化热裂解在双功能酸性分子筛催化剂的存在下进行，所述双功能酸性分子筛催化剂的用量使得剂油比为15-30；所述第一提升管的出口温度为500-650℃，所述第二提升管的温度为660-800℃；所述床层反应器的空速为0.5-15h-1。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)中，所述轻烃与所述原油的重量比为(2-6)：1；
和/或，所述轻烃选自丙烷、正丁烷和异丁烷中的至少一种。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)中，所述抽提的条件包括：压力为1-10MPa；温度为50-200℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述抽提的压力为3-6MPa。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述抽提的温度为80-160℃。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(1)中，所述原油与轻烃混合之前，还对所述原油进行预热处理。
7.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2A)中的所述裂解处理、步骤(2B)中的所述第一裂解处理和第二裂解处理的条件各自独立地包括：水油重量比为(0.4-1.5)：1；裂解炉的辐射段的出口温度为780-870℃；所述裂解处理停留的时间为0.1-0.7s；
和/或，所述横跨温度为500-760℃。
8.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述横跨温度为540-710℃。
9.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2B)中，所述第一裂解处理的条件包括：所述第一辐射段的出口温度为750-950℃；所述第一裂解处理的停留时间为0.05-1s；所述第一裂解处理的水油重量比为(0.1-2)：1；
和/或，所述第二裂解处理的条件包括：所述第二辐射段的出口温度为780-950℃；所述第二裂解处理的停留时间为0.05-1s；所述第二裂解处理的水油重量比为(0.1-2)：1。
10.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2B)中，所述第一裂解处理的条件包括：所述第一辐射段的出口温度为760-900℃；所述第一裂解处理的停留时间为0.1-0.7s；所述第一裂解处理的水油重量比为(0.4-1.5)：1。
11.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2B)中，所述第二裂解处理的条件包括：所述第二辐射段的出口温度为800-900℃；所述第二裂解处理的停留时间为0.1-0.7s；所述第二裂解处理的水油重量比为(0.4-1.5)：1。
12.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2B)中，所述降压处理的条件包括：将所述轻组分的压力降低至0.01-2.5MPa。
13.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，步骤(2B)中，所述降压处理的条件包括：将所述轻组分的压力降低至0.1-1MPa。
14.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述催化热裂解的条件包括：所述催化热裂解在双功能酸性分子筛催化剂的存在下进行，所述双功能酸性分子筛催化剂的用量使得剂油比为20-25；所述第一提升管的出口温度为570-650℃，所述第二提升管的温度为660-760℃；所述床层反应器的空速为1-8h-1。
15.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述双功能酸性分子筛催化剂选自碱土金属改性分子筛催化剂或磷和碱土金属改性分子筛催化剂。
16.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述双功能酸性分子筛催化剂选自磷和碱土金属改性分子筛催化剂。
17.一种原油制备低碳烯烃的系统，其特征在于，该系统包括：高压抽提塔(5)、裂解炉(4)、催化热裂解单元(10)和裂解气分离单元(6)；
所述高压抽提塔(5)用于将原油与轻烃混合后，在大于1MPa的高压条件下进行抽提，以得到轻组分和重组分；
所述裂解炉(4)连通所述高压抽提塔(5)，用于将来自所述高压抽提塔(5)的所述轻组分与水蒸气混合后，经对流段加热至横跨温度后进行裂解处理，以得到裂解产物；
所述催化热裂解单元(10)连通所述高压抽提塔(5)，用于将来自所述高压抽提塔(5)的所述重组分进行催化热裂解，以得到催化热裂解气；
所述裂解气分离单元(6)连通所述裂解炉(4)和所述催化热裂解单元(10)，用于将来自所述裂解炉(4)的所述裂解产物和来自所述催化热裂解单元(10)的所述催化热裂解气混合后进行分离，以得到包含低碳烯烃的产品。
18.根据权利要求17所述的系统，其中，所述裂解炉(4)包括沿流体方向依次排布的对流段和辐射段(3)。
19.根据权利要求17所述的系统，其中，所述高压抽提塔(5)与所述裂解炉(4)之间还包括降压设备，用于将来自所述高压抽提塔(5)的第一轻组分进行降压处理，以得到气相组分和液相组分；
和/或，所述催化热裂解单元(10)的反应器采用包括第一提升管、第二提升管和床层反应器的组合反应器；其中，所述反应器的顶部设置油急冷器(9)。
20.根据权利要求18所述的系统，其中，所述裂解炉的辐射段(3)包括第一辐射段和第二辐射段。
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