CN114644944A - 一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元和临氢热解单元，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔和芳烃‑烷烃分离设备；闪蒸塔的轻组分出口与流化裂解单元相连，其中间组分出口和重组分出口与芳烃‑烷烃分离设备相连，芳烃‑烷烃分离设备的富烷烃出口与流化裂解单元相连，富芳烃出口与临氢热解单元相连，临氢热解单元的一个出口与流化裂解单元相连。本发明根据原油特性将其分割为轻组分、富烷烃和富芳烃，再根据各组分特点选择合适的加工装置生产烯烃、芳烃，充分提高原油生产烯烃、芳烃化学品的收率，提高其利用价值；所述装置结构简单，流程较短，对原料适应性强，具有较强的应用价值。
Description
技术领域
本发明属于石油加工技术领域，涉及一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法。
背景技术
传统的石油化工多为炼油型，加工路线以大规模常减压装置为主，以生产清洁燃料油、提高产品油质量为主线，烯烃、芳烃等化工品为副产品，生产比例较低，仅为5～10％，而随着燃料和石化市场的发展变化，对化工原料的需求不断增加，成为原油需求增长的主要驱动力，使得由原油生产化学品成为石油炼制企业转型升级、提质增效的主要手段之一，因而有必要研究原油最大化生产化学品的技术。
目前的原油炼化型企业通常是在炼油板块装置上增加额外的工艺装置，例如加氢裂化，将重质产物转化为轻质产物，再经烯烃裂解、重整抽提等装置，实现炼油、乙烯、丙烯和芳烃炼化一体化生产模式，此时化学品的收率占比约为50％，仍有待进一步提高；若是省略常减压蒸馏装置，采用蒸汽裂解直接实现原油转化生产乙烯、丙烯，虽可提高化学品收率，但技术存在反应温度高，能耗高，综合效率低等缺点，且对原料的要求较高，需要先将重质组分转化为轻质组分，无法有效简化装置。
CN 113025378A公开了一种多产烯烃系统的原油加工方法及系统，该方法包括：原油与蒸汽进入闪蒸分离器进行第一分离，分离出轻相组分和重相组分；使所述轻相组分进行第二分离，分离出非芳烃组分和芳烃组分；使所述非芳烃组分进行蒸汽裂解，得到乙烯、丙烯、蒸汽裂解重油以及第一C4-C5组分；使重相组分进行催化裂解，得到丙烯、富乙烯气体、催化裂解油浆以及第二C4-C5组分；使蒸汽裂解重油和/或催化裂解油浆进行加氢裂化处理，获得加氢蜡油，再将加氢蜡油进行催化裂解；该方法针对原油的分离温度较高，使得原油中的轻重组分分配不均，造成后续处理难度较大，分离后的非芳烃组分仍采用传统的蒸汽裂解方式，反应温度高，综合效率较低。
CN 113817503A公开了一种原油制化学品的组合工艺方法，该方法包括：原油先经加氢精制脱除S、N、金属等杂质，得到精制原油；精制原油进入原油吸附分离单元，在吸附剂的作用下，得到原油非芳烃组分和原油芳烃组分；针对原油非芳烃组分和原油芳烃组分组成和性质的差异，分别采用不同的加工方式，原油非芳烃组分经过烯烃增产单元和汽柴油加氢精制单元最大化生产低碳烯烃，原油芳烃组分通过芳烃组分切割单元、芳烃增产单元和针状焦增产单元最大化生产低碳芳烃，并副产针状焦等产品；该方法采用原油吸附分离单元进行芳烃组分和非芳烃组分的分离，但原油处理量较大，而吸附操作通常较为缓慢，所需设备体积及吸附剂用量较大，造成成本较高，处理效率偏低，且后续的生产化学品的步骤众多。
综上所述，对于原油分类加工全部制取化学品的装置及工艺，尤其是烯烃和芳烃产品的制取，还需要根据原油的组分特性，选择合适的分离装置及工艺，提高分离效率，便于后续化学品的生产，简化生产装置，提高原油制取化学品的收率。
发明内容
针对现有技术存在的问题，本发明的目的在于提供一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法，所述装置根据原油的特性将其分割为轻组分、富烷烃和富芳烃组分，再根据各组分的特点选择合适的加工设备及工艺生产烯烃、芳烃，充分提高原油生产烯烃、芳烃等化学品的收率，实现原油的炼化型生产，提高其应用价值。
为达此目的，本发明采用以下技术方案：
一方面，本发明提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元和临氢热解单元，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔的轻组分出口与流化裂解单元的入口相连，所述闪蒸塔的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口与流化裂解单元的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富芳烃出口与临氢热解单元的入口相连，所述临氢热解单元的其中一个出口与流化裂解单元的入口相连。
本发明中，由原油生产化学品的工艺路线是目前原油利用的发展方向，所述装置通过原油分割单元的设置，尤其是闪蒸分离和芳烃-烷烃分离两级分离设备的设置，将原油中适合不同工艺处理的组分充分分割，按照宜芳则芳、宜烯则烯的原则，将轻组分和富烷烃采用流化裂解单元主要生产烯烃，将富芳烃采用临氢热解单元主要生产芳烃，部分其他产物也可利用装置中的设备再次处理，有助于实现将原油全部转化为烯烃和芳烃产物，提高其利用价值；所述装置结构简单，流程较短，成本较低，对原料的适应性强，具有较强的工业推广应用价值。
以下作为本发明优选的技术方案，但不作为本发明提供的技术方案的限制，通过以下技术方案，可以更好地达到和实现本发明的技术目的和有益效果。
作为本发明优选的技术方案，所述闪蒸塔包括第一闪蒸塔和第二闪蒸塔，所述第一闪蒸塔的顶部出口与流化裂解单元的入口相连，所述第一闪蒸塔的底部出口与第二闪蒸塔的入口相连，所述第二闪蒸塔的顶部出口和底部出口均与芳烃-烷烃分离设备的入口相连。
优选地，所述芳烃-烷烃分离设备包括第一芳烃-烷烃分离设备和第二芳烃-烷烃分离设备，所述闪蒸塔的中间组分出口与第一芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述闪蒸塔的重组分出口与第二芳烃-烷烃分离设备的入口相连。
优选地，所述第一芳烃-烷烃分离设备的第一富烷烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备的第二富烷烃出口均与流化裂解单元的入口相连，所述第一芳烃-烷烃分离设备的第一富芳烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备的第二富芳烃出口均与临氢热解单元的入口相连。
优选地，所述芳烃-烷烃分离设备独立地包括萃取分离塔。
本发明中，所述原油的分割是实现化学品生产的前提条件，其分离程度会极大影响烯烃、芳烃产物的收率，因而采用两级分离设备，先是采用闪蒸分离设备，具体选择两级闪蒸塔，根据工艺条件的选择，在第一闪蒸塔塔顶得到轻组分，第二闪蒸塔得到中间组分和重组分，再采用萃取分离器，利用设备及待分离组分的特性，将中间组分和重组分中的烷烃和芳烃分离，便于后续分类加工。
作为本发明优选的技术方案，所述装置还包括预热器，所述预热器的出口与闪蒸塔的入口相连。
优选地，所述预热器包括换热器和/或加热炉，选择换热器时，原油作为冷流，冷流出口与闪蒸塔的入口相连。
优选地，所述装置还包括气化加热炉，所述气化加热炉的入口与芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口相连，所述气化加热炉的出口与流化裂解单元的入口相连。
优选地，所述气化加热炉上设有燃料入口和烟气出口，所述气化加热炉的烟气出口与换热器的热流入口相连。
本发明中，原油闪蒸分离需要达到一定的温度，为避免原油温度过低而需要在闪蒸塔内升温而影响分离过程，先将原油进行预热，达到分离温度，热源可选择加热炉的热烟气或装置中的反应热，提高系统内热量利用率；而对于芳烃-烷烃分离设备分离出的富烷烃组分，在进行流化裂解前需要先升温转化为气相，因而设置气化加热炉，利用燃料气燃烧热量将富烷烃组分加热，实现流化裂解原料的预热。
作为本发明优选的技术方案，所述流化裂解单元中提升管反应器包括至少两级，例如两级、三级或四级等。
优选地，所述提升管反应器包括一级提升管反应器和二级提升管反应器。
优选地，所述流化裂解单元的富氢气产物通入临氢热解单元的入口。
本发明中，串级流化裂解反应中，富烷烃和轻组分在催化剂作用下，逐次加热升温，生成乙烯、丙烯等烯烃产物和氢气，氢气可用于临氢热解反应的原料，同时也会生成裂解油，包括芳烃组分，进行后续的芳烃分离。
作为本发明优选的技术方案，所述临氢热解单元包括至少一级临氢热解反应器，例如一级、两级或三级等，优选为两级。
优选地，所述临氢热解单元包括一级临氢热解反应器和二级临氢热解反应器。
优选地，所述临氢热解单元的非芳烃产物的出口与流化裂解单元的入口相连。
本发明中，所述临氢热解单元是将富芳烃组分在氢气和催化剂存在下，发生多环芳烃裂解反应，反应产物经分离得到富含苯、甲苯、二甲苯的芳烃产物和非芳烃产物，芳烃产物可送出装置进一步分离，而非芳烃产物则返回流化裂解单元，与富烷烃混合经气化加热炉加热，以气化蒸汽的形式进入串联提升管反应器。
另一方面，本发明提供了一种采用上述装置制取烯烃和芳烃的方法，所述方法包括以下步骤：
(1)将原油进行闪蒸分离，得到轻组分、中间组分和重组分，再将中间组分和重组分各自分离为富烷烃组分和富芳烃组分；
(2)将步骤(1)得到的轻组分和富烷烃组分进行串级流化裂解反应，得到裂解气和裂解油，所述裂解气包括烯烃和氢气；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分进行临氢热解反应，得到芳烃产物和非芳烃产物，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述原油进行闪蒸分离前，先进行预热。
优选地，所述原油采用气化加热炉的热烟气预热。
优选地，步骤(1)所述闪蒸分离包括两级闪蒸分离，分别为一级闪蒸分离和二级闪蒸分离。
优选地，所述一级闪蒸分离的进料温度300～350℃，例如300℃、310℃、320℃、330℃、340℃或350℃等；压力0～50kPaG，例如0kPaG、10kPaG、20kPaG、30kPaG、40kPaG或50kPaG等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述一级闪蒸分离时塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离。
优选地，所述二级闪蒸分离的进料温度320～400℃，例如320℃、340℃、350℃、360℃、380℃或400℃等；压力2～20kPaA，例如2kPaA、5kPaA、8kPaA、10kPaA、15kPaA或20kPaA等，但并不仅限于所列举的数值，在各自数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述二级闪蒸分离时塔顶得到中间组分，塔底得到重组分。
本发明中，所述闪蒸温度及压力的选择，主要是为了实现原油组分的初步分离，在一级闪蒸分离时先分离出轻组分，然后在二级闪蒸分离时分离为中间组分和重组分，再将后两者进一步分离为富烷烃组分和富芳烃组分，其中轻组分主要包括C1～C6的烷烃、烯烃及环烷烃。
作为本发明优选的技术方案，步骤(1)所述中间组分和重组分分离的方式独立地包括溶剂萃取。
优选地，所述中间组分分离为第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离为第二富烷烃和第二富芳烃。
优选地，所述中间组分溶剂萃取所用的萃取剂包括糠醛、N-甲基吡咯烷酮、2-吡咯烷酮、吗啉、环丁砜、二甲基亚砜、二乙二醇醚或三乙二醇醚中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：糠醛和N-甲基吡咯烷酮的组合，环丁砜和二甲基亚砜的组合，二乙二醇醚和三乙二醇醚的组合，2-吡咯烷酮、吗啉和环丁砜的组合等。
优选地，所述重组分溶剂萃取所用的萃取剂包括丙烷、丁烷、戊烷、己烷、环己烷或庚烷中任意一种或至少两种的组合，所述组合典型但非限制性实例有：丙烷和丁烷的组合，己烷和环己烷的组合，丙烷、丁烷和戊烷的组合，戊烷、己烷、环己烷和庚烷的组合等。
本发明中，所述中间组分和重组分中的烷烃组分和芳烃组分由于分子量相差不大，造成沸点接近，难以直接闪蒸分离，因而根据组分的特性选择合适的分离方式。
作为本发明优选的技术方案，步骤(2)所述富烷烃组分先经过加热处理形成富烷烃气体，再与轻组分混合。
优选地，所述富烷烃组分主要包括C6及C6以上的烷烃。
优选地，所述第一富烷烃组分包括C6～C18的烷烃，所述第二富烷烃组分包括C18以上的烷烃。
优选地，所述富烷烃气体的加热由燃料的燃烧辐射传热，辐射传热后的烟气用于步骤(1)中原油的预热。
优选地，步骤(2)所述串级流化裂解反应包括一级流化裂解反应和二级流化裂解反应。
优选地，步骤(2)所述一级流化裂解反应的温度为500～650℃，例如500℃、520℃、550℃、580℃、600℃、620℃或650℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述一级流化裂解反应的时间为0.5～2s，例如0.5s、0.8s、1s、1.2s、1.5s、1.8s或2s等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述二级流化裂解反应的温度为650～850℃，例如650℃、700℃、750℃、800℃或850℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述二级流化裂解反应的时间为0.5～2s，例如0.5s、0.8s、1s、1.2s、1.5s、1.8s或2s等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应的压力为0.1～0.51MPaG，例如0.1MPaG、0.15MPaG、0.2MPaG、0.25MPaG、0.3MPaG、0.35MPaG、0.4MPaG、0.45MPaG或0.51MPaG等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述烯烃主要包括乙烯和丙烯。
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应的产物还包括C4馏分和C5馏分，所述C4馏分和C5馏分为烷烃和烯烃的混合物。
本发明中，所述C4馏分以丁烷、1-丁烯、异丁烯、2-丁烯和丁二烯为主，C5馏分包括5个碳的烷烃、单烯烃和多烯烃的链状、环状物。
优选地，步骤(2)所述裂解气分离后其中一股组分为富氢气，所述富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料。
优选地，所述富氢气中氢气的体积分数不小于90％，例如90％、92％、94％、95％、96％或98％等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应采用催化剂催化裂解或惰性热载体热裂解，包括ZSM-5分子筛催化剂、ZSM-11分子筛催化剂、REY型分子筛催化剂、USY型分子筛催化剂、REHY型分子筛催化剂、氧化铝以及硅酸盐等。
本发明中，采用串级提升管反应器，可以有效提高烯烃产物的收率，而相比蒸汽裂解工艺，采用本发明中的流化裂解，可以减少装置投资和运行成本，降低能耗，提高烯烃产物收率。
作为本发明优选的技术方案，步骤(3)所述临氢热解反应包括一级临氢热解反应和二级临氢热解反应。
优选地，所述一级临氢热解反应的温度为380～465℃，例如380℃、400℃、420℃、440℃、450℃或465℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述二级临氢热解反应的温度为450～550℃，例如450℃、460℃、480℃、500℃、520℃、540℃或550℃等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的压力独立地为10～30MPaG，例如10MPaG、15MPaG、20MPaG、25MPaG或30MPaG等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的氢油比独立地为500～2000，例如500、800、1000、1200、1500、1800或2000等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的体积空速独立地为0.5～2.0h-1，例如0.5h-1、1.0h-1、1.2h-1、1.5h-1、1.8h-1或2.0h-1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。
优选地，所述一级临氢热解的反应产物进行二级临氢热解反应。
优选地，步骤(3)所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，所述芳烃产物与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料。
优选地，步骤(3)所述临氢热解反应的产物还包括气相组分，所述气相组分包括H2S、NH3、H2及CH4，除此之外，还包括C1-C4中的多种气相烃类。
本发明中，所述临氢热解工艺，是以物质结构定向转化为原则，采用分子分割技术分级临氢热解的方式，先通过一级临氢热解反应将大分子芳烃临氢热解成2～4环芳烃，再通过二级临氢热解反应裂化成富含BTX的混合芳烃；该工艺无需通过催化重整，可直接将富芳烃转化为轻质芳烃，具有芳烃产率高、装置能耗低的优势。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明所述装置根据原油的特性采用两级分离设备将其分割为轻组分、富烷烃和富芳烃组分，再根据各组分的特点选择合适的加工装置，将轻组分和富烷烃采用流化裂解单元主要生产烯烃，将富芳烃采用临氢热解单元主要生产芳烃，充分提高原油生产烯烃、芳烃等化学品的收率，烯烃产物收率可达到53％以上，芳烃产物收率可达到30％以上，提高其利用价值；
(2)本发明所述装置结构简单，流程较短，成本较低，对原料的适应性强，具有较强的工业推广应用价值。
附图说明
图1是本发明实施例1提供的原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置的结构连接示意图；
其中，1-预热器，2-闪蒸塔，21-第一闪蒸塔，22-第二闪蒸塔，3-第一芳烃-烷烃分离设备，4-第二芳烃-烷烃分离设备，5-气化加热炉，6-流化裂解单元，7-临氢热解单元。
具体实施方式
为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，下面对本发明进一步详细说明。但下述的实施例仅是本发明的简易例子，并不代表或限制本发明的权利保护范围，本发明保护范围以权利要求书为准。
本发明具体实施方式部分提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元6和临氢热解单元7，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔2和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元6包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔2的轻组分出口与流化裂解单元6的入口相连，所述闪蒸塔2的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口与流化裂解单元6的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富芳烃出口与临氢热解单元7的入口相连，所述临氢热解单元7的其中一个出口与流化裂解单元6的入口相连。
以下为本发明典型但非限制性实施例：
实施例1：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置，所述装置的结构连接示意图如图1所示，包括原油分割单元、流化裂解单元6和临氢热解单元7，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔2和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元6包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔2的轻组分出口与流化裂解单元6的入口相连，所述闪蒸塔2的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的上部出口与流化裂解单元6的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的下部出口与临氢热解单元7的入口相连，所述临氢热解单元7的其中一个出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述闪蒸塔2包括第一闪蒸塔21和第二闪蒸塔22，所述第一闪蒸塔21的顶部出口与流化裂解单元6的入口相连，所述第一闪蒸塔21的底部出口与第二闪蒸塔22的入口相连，所述第二闪蒸塔22的顶部出口和底部出口均与芳烃-烷烃分离设备的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备包括第一芳烃-烷烃分离设备3和第二芳烃-烷烃分离设备4，所述闪蒸塔2的中间组分出口与第一芳烃-烷烃分离设备3的入口相连，所述闪蒸塔2的重组分出口与第二芳烃-烷烃分离设备4的入口相连。
所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富烷烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富烷烃出口均与流化裂解单元6的入口相连，所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富芳烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富芳烃出口均与临氢热解单元7的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备均为萃取分离塔。
所述装置还包括预热器1，所述预热器1的出口与闪蒸塔2的入口相连。
所述预热器1为换热器，所述换热器的冷流出口与闪蒸塔2的入口相连。
所述装置还包括气化加热炉5，所述气化加热炉5的入口与芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口相连，所述气化加热炉5的出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述气化加热炉5上设有燃料入口和烟气出口，所述气化加热炉5的烟气出口与换热器的热流入口相连。
所述流化裂解单元6中提升管反应器包括两级，分别为一级提升管反应器和二级提升管反应器；所述流化裂解单元6的富氢气产物通入临氢热解单元7的入口。
所述临氢热解单元7包括两级临氢热解反应器，分别为一级临氢热解反应器和二级临氢热解反应器。
所述临氢热解单元7的非芳烃产物的出口与流化裂解单元6的入口相连。
实施例2：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元6和临氢热解单元7，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔2和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元6包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔2的轻组分出口与流化裂解单元6的入口相连，所述闪蒸塔2的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的上部出口与流化裂解单元6的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的下部出口与临氢热解单元7的入口相连，所述临氢热解单元7的其中一个出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述闪蒸塔2包括第一闪蒸塔21和第二闪蒸塔22，所述第一闪蒸塔21的顶部出口与流化裂解单元6的入口相连，所述第一闪蒸塔21的底部出口与第二闪蒸塔22的入口相连，所述第二闪蒸塔22的顶部出口和底部出口均与芳烃-烷烃分离设备的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备包括第一芳烃-烷烃分离设备3和第二芳烃-烷烃分离设备4，所述闪蒸塔2的中间组分出口与第一芳烃-烷烃分离设备3的入口相连，所述闪蒸塔2的重组分出口与第二芳烃-烷烃分离设备4的入口相连。
所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富烷烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富烷烃出口均与流化裂解单元6的入口相连，所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富芳烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富芳烃出口均与临氢热解单元7的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备均为萃取分离塔。
所述装置还包括预热器1，所述预热器1的出口与闪蒸塔2的入口相连。
所述预热器1为加热炉。
所述装置还包括气化加热炉5，所述气化加热炉5的入口与芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口相连，所述气化加热炉5的出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述气化加热炉5上设有燃料入口和烟气出口。
所述流化裂解单元6中提升管反应器包括两级，分别为一级提升管反应器和二级提升管反应器；所述流化裂解单元6的富氢气产物通入临氢热解单元7的入口。
所述临氢热解单元7包括两级临氢热解反应器，分别为一级临氢热解反应器和二级临氢热解反应器。
所述临氢热解单元7的非芳烃产物的出口与流化裂解单元6的入口相连。
实施例3：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元6和临氢热解单元7，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔2和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元6包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔2的轻组分出口与流化裂解单元6的入口相连，所述闪蒸塔2的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的上部出口与流化裂解单元6的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的下部出口与临氢热解单元7的入口相连，所述临氢热解单元7的其中一个出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备包括第一芳烃-烷烃分离设备3和第二芳烃-烷烃分离设备4，所述闪蒸塔2的中间组分出口与第一芳烃-烷烃分离设备3的入口相连，所述闪蒸塔2的重组分出口与第二芳烃-烷烃分离设备4的入口相连。
所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富烷烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富烷烃出口均与流化裂解单元6的入口相连，所述第一芳烃-烷烃分离设备3的第一富芳烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备4的第二富芳烃出口均与临氢热解单元7的入口相连。
所述芳烃-烷烃分离设备均为萃取分离塔。
所述装置还包括预热器1，所述预热器1的出口与闪蒸塔2的入口相连。
所述预热器1为换热器，所述换热器的冷流出口与闪蒸塔2的入口相连。
所述装置还包括气化加热炉5，所述气化加热炉5的入口与芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口相连，所述气化加热炉5的出口与流化裂解单元6的入口相连。
所述流化裂解单元6中提升管反应器包括三级，分别为一级提升管反应器、二级提升管反应器和三级提升管反应器和；所述流化裂解单元6的富氢气产物通入临氢热解单元7的入口。
所述临氢热解单元7包括两级临氢热解反应器，分别为一级临氢热解反应器和二级临氢热解反应器。
所述临氢热解单元7的非芳烃产物的出口与流化裂解单元6的入口相连，所述临氢热解单元7的芳烃产物的出口管路与流化裂解单元6的裂解油产物出口管路汇合后连接芳烃生产装置。
实施例4：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的方法，所述方法参照实施例1中的装置进行，包括以下步骤：
(1)将沙特中质原油采用热烟气预热，然后进入闪蒸塔2依次进行两级闪蒸分离，一级闪蒸分离的进料温度为320℃，压力为25kPaG，塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离，二级闪蒸分离的进料温度为360℃，压力为10kPaA，塔顶得到中间组分，塔底得到重组分；
所述中间组分和重组分各自采用萃取分离器进行分离，中间组分萃取所用萃取剂为N-甲基吡咯烷酮，萃取剂与中间组分体积比为3:1，重组分萃取所用萃取剂为正己烷，萃取剂与重组分体积比为5:1，中间组分分离得到第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离得到第二富烷烃和第二富芳烃；
(2)将步骤(1)得到的富烷烃组分采用燃料气燃烧供热的方式形成富烷烃气体，再与轻组分混合进行串级流化裂解反应，所述流化裂解反应采用两级提升管反应器进行，所用催化剂为ZSM-5沸石催化剂，一级流化裂解反应的温度为600℃，时间为1s，二级流化裂解反应的温度为800℃，时间为1.5s，两级反应的压力均为0.25MPa，得到裂解气、C4组分、C5组分和裂解油，所述裂解气包括乙烯、丙烯和富氢气，富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分采用临氢热解反应器进行两级临氢热解反应，所用催化剂为Mo-Ni系加氢催化剂，所述一级临氢热解反应的温度为440℃，反应压力为22MPaG，氢油比为700，体积空速为0.65h-1；所述一级临氢热解的反应产物继续进行二级临氢热解反应，所述二级临氢热解反应的温度为500℃，反应压力为22MPaG，氢油比为1700，体积空速为1.0h-1，两级临氢热解反应得到芳烃产物、非芳烃产物和燃料气，所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料，所述燃料气包括H2S、NH3、H2和CH4，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
本实施例中，所述原油经过组分分割，分别进行串级流化裂解和临氢热解，原油充分转化为化学品，烯烃产物的收率达到56.9％，芳烃产物收率达到31.7％。
实施例5：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的方法，所述方法参照实施例1中的装置进行，包括以下步骤：
(1)将沙特中质原油采用热烟气预热，然后进入闪蒸塔2依次进行两级闪蒸分离，一级闪蒸分离的进料温度为300℃，压力为0kPaG，塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离，二级闪蒸分离的进料温度为340℃，压力为2kPaA，塔顶得到中间组分，塔底得到重组分；
所述中间组分和重组分各自采用萃取分离器进行分离，中间组分萃取所用萃取剂为环丁砜，萃取剂与中间组分体积比为3:1，重组分萃取所用萃取剂为正己烷，萃取剂与重组分体积比为3:1，中间组分分离得到第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离得到第二富烷烃和第二富芳烃；
(2)将步骤(1)得到的富烷烃组分采用燃料气燃烧供热的方式形成富烷烃气体，再与轻组分混合进行串级流化裂解反应，所述流化裂解反应采用两级提升管反应器进行，所用催化剂为ZSM-11沸石催化剂，一级流化裂解反应的温度为650℃，时间为0.5s，二级流化裂解反应的温度为850℃，时间为0.8s，两级反应的压力均为0.4MPa，得到裂解气、C4组分、C5组分和裂解油，所述裂解气包括乙烯、丙烯和富氢气，富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分采用临氢热解反应器进行两级临氢热解反应，所用催化剂为Mo-Ni系加氢催化剂，所述一级临氢热解反应的温度为465℃，反应压力为30MPaG，氢油比为600，体积空速为0.6h-1；所述一级临氢热解的反应产物继续进行二级临氢热解反应，所述二级临氢热解反应的温度为550℃，反应压力为30MPaG，氢油比为1500，体积空速为1.0h-1，两级临氢热解反应得到芳烃产物、非芳烃产物和燃料气，所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料，所述燃料气包括H2S、NH3、H2和CH4，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
本实施例中，所述原油经过组分分割，分别进行串级流化裂解和临氢热解，原油充分转化为化学品，烯烃产物的收率达到58.1％，芳烃产物收率达到30.9％。
实施例6：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的方法，所述方法参照实施例2中的装置进行，包括以下步骤：
(1)将沙特中质原油采用加热炉预热，然后进入闪蒸塔2依次进行两级闪蒸分离，一级闪蒸分离的进料温度为350℃，压力为50kPaG，塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离，二级闪蒸分离的进料温度为400℃，压力为20kPaA，塔顶得到中间组分，塔底得到重组分；
所述中间组分和重组分各自采用萃取分离器进行分离，中间组分萃取所用萃取剂为二乙二醇醚，萃取剂与中间组分体积比为4:1，重组分萃取所用萃取剂为丙烷，萃取剂与重组分体积比为5:1，中间组分分离得到第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离得到第二富烷烃和第二富芳烃；
(2)将步骤(1)得到的富烷烃组分采用燃料气燃烧供热的方式形成富烷烃气体，再与轻组分混合进行串级流化裂解反应，所述流化裂解反应采用两级提升管反应器进行，所用催化剂为USY分子筛催化剂，一级流化裂解反应的温度为500℃，时间为1.5s，二级流化裂解反应的温度为650℃，时间为2s，两级反应的压力均为0.5MPa，得到裂解气、C4组分、C5组分和裂解油，所述裂解气包括乙烯、丙烯和富氢气，富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分采用临氢热解反应器进行两级临氢热解反应，所用催化剂为W-Mo-Ni系加氢催化剂，所述一级临氢热解反应的温度为380℃，反应压力为10MPaG，氢油比为1000，体积空速为0.8h-1；所述一级临氢热解反应产物继续进行二级临氢热解反应，所述二级临氢热解反应的温度为450℃，反应压力为15MPaG，氢油比为1800，体积空速为1.5h-1，两级临氢热解反应得到芳烃产物、非芳烃产物和燃料气，所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料，所述燃料气包括H2S、NH3、H2和CH4，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
本实施例中，所述原油经过组分分割，分别进行串级流化裂解和临氢热解，原油充分转化为化学品，烯烃产物的收率达到53.6％，芳烃产物收率达到34.5％。
实施例7：
本实施例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的方法，所述方法参照实施例2中的装置进行，包括以下步骤：
(1)将沙特中质原油采用加热炉预热，然后进入闪蒸塔2依次进行两级闪蒸分离，一级闪蒸分离的进料温度为335℃，压力为15kPaG，塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离，二级闪蒸分离的进料温度为375℃，压力为8kPaA，塔顶得到中间组分，塔底得到重组分；
所述中间组分和重组分各自采用萃取分离器进行分离，中间组分萃取所用萃取剂为糠醛，萃取剂与中间组分体积比为3:1，重组分萃取所用萃取剂为体积比1:1的丁烷和戊烷，萃取剂与重组分体积比为5:1，中间组分分离得到第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离得到第二富烷烃和第二富芳烃；
(2)将步骤(1)得到的富烷烃组分采用燃料气燃烧供热的方式形成富烷烃气体，再与轻组分混合进行串级流化裂解反应，所述流化裂解反应采用两级提升管反应器进行，所用催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，一级流化裂解反应的温度为550℃，时间为1.2s，二级流化裂解反应的温度为750℃，时间为1.5s，两级反应的压力均为0.2MPa，得到裂解气、C4组分、C5组分和裂解油，所述裂解气包括乙烯、丙烯和富氢气，富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分采用临氢热解反应器进行两级临氢热解反应，所用催化剂为W-Ni系加氢催化剂，所述一级临氢热解反应的温度为420℃，反应压力为20MPaG，氢油比为800，体积空速为1.0h-1；所述一级临氢热解反应产物继续进行二级临氢热解反应，所述二级临氢热解反应的温度为475℃，反应压力为20MPaG，氢油比为1700，体积空速为1.2h-1，两级临氢热解反应得到芳烃产物、非芳烃产物和燃料气，所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料，所述燃料气包括H2S、NH3、H2和CH4，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
本实施例中，所述原油经过组分分割，分别进行串级流化裂解和临氢热解，原油充分转化为化学品，烯烃产物的收率达到57.1％，芳烃产物收率达到30.2％。
对比例1：
本对比例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法，所述装置参照实施例1中的装置，区别在于：所述原油分割单元只包括闪蒸塔2。
所述方法参照实施例4中的方法，区别在于：步骤(1)中只进行闪蒸分离，无萃取分离操作。
本对比例中，由于原油只经过闪蒸分离，中间组分及重组分中与芳烃组分分子量相近的烷烃组分难以充分分离，两股组分分别生产烯烃和芳烃时，转化率较低，此时烯烃产物的收率仅为46.1％，芳烃产物收率仅为28.7％。
对比例2：
本对比例提供了一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置及方法，所述装置参照实施例1中的装置，区别在于：所述流化裂解单元6采用传统蒸汽裂解炉。
所述方法参照实施例4中的方法，区别在于：步骤(2)中富烷烃组分和轻组分采用蒸汽裂解的方式制备烯烃，裂解温度900℃，反应时间0.2s。
本对比例中，由于原油分割后的富烷烃组分和轻组分采用蒸汽裂解工艺，此时所需设备较为复杂，运行成本较高，且烯烃产物收率有限，仅为42％。
综合上述实施例和对比例可以看出，本发明所述装置根据原油的特性采用两级分离设备将其分割为轻组分、富烷烃和富芳烃组分，再根据各组分的特点选择合适的加工装置，将轻组分和富烷烃采用流化裂解单元主要生产烯烃，将富芳烃采用临氢热解单元主要生产芳烃，充分提高原油生产烯烃、芳烃等化学品的收率，烯烃产物收率可达到53％以上，芳烃产物收率可达到30％以上，提高其利用价值；所述装置结构简单，流程较短，成本较低，对原料的适应性强，具有较强的工业推广应用价值。
本发明通过上述实施例来说明本发明的详细装置与方法，但本发明并不局限于上述详细装置与方法，即不意味着本发明必须依赖上述详细装置与方法才能实施。所属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明装置的等效替换及辅助装置的添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
Claims (10)
1.一种原油分类加工制取烯烃和芳烃的装置，其特征在于，所述装置包括原油分割单元、流化裂解单元和临氢热解单元，所述原油分割单元依次包括闪蒸塔和芳烃-烷烃分离设备，所述流化裂解单元包括串级提升管反应器；所述闪蒸塔的轻组分出口与流化裂解单元的入口相连，所述闪蒸塔的中间组分出口和重组分出口与芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口与流化裂解单元的入口相连，所述芳烃-烷烃分离设备的富芳烃出口与临氢热解单元的入口相连，所述临氢热解单元的其中一个出口与流化裂解单元的入口相连。
2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述闪蒸塔包括第一闪蒸塔和第二闪蒸塔，所述第一闪蒸塔的顶部出口与流化裂解单元的入口相连，所述第一闪蒸塔的底部出口与第二闪蒸塔的入口相连，所述第二闪蒸塔的顶部出口和底部出口均与芳烃-烷烃分离设备的入口相连；
优选地，所述芳烃-烷烃分离设备包括第一芳烃-烷烃分离设备和第二芳烃-烷烃分离设备，所述闪蒸塔的中间组分出口与第一芳烃-烷烃分离设备的入口相连，所述闪蒸塔的重组分出口与第二芳烃-烷烃分离设备的入口相连；
优选地，所述第一芳烃-烷烃分离设备的第一富烷烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备的第二富烷烃出口均与流化裂解单元的入口相连，所述第一芳烃-烷烃分离设备的第一富芳烃出口和第二芳烃-烷烃分离设备的第二富芳烃出口均与临氢热解单元的入口相连；
优选地，所述芳烃-烷烃分离设备独立地包括萃取分离塔。
3.根据权利要求1或2所述的装置，其特征在于，所述装置还包括预热器，所述预热器的出口与闪蒸塔的入口相连；
优选地，所述预热器包括换热器和/或加热炉；
优选地，所述装置还包括气化加热炉，所述气化加热炉的入口与芳烃-烷烃分离设备的富烷烃出口相连，所述气化加热炉的出口与流化裂解单元的入口相连；
优选地，所述气化加热炉上设有燃料入口和烟气出口，所述气化加热炉的烟气出口与换热器的热流入口相连。
4.根据权利要求1-3任一项所述的装置，其特征在于，所述流化裂解单元中提升管反应器包括至少两级；
优选地，所述提升管反应器包括一级提升管反应器和二级提升管反应器；
优选地，所述流化裂解单元的富氢气产物通入临氢热解单元的入口。
5.根据权利要求1-4任一项所述的装置，其特征在于，所述临氢热解单元包括至少一级临氢热解反应器，优选为两级；
优选地，所述临氢热解单元包括一级临氢热解反应器和二级临氢热解反应器；
优选地，所述临氢热解单元的非芳烃产物的出口与流化裂解单元的入口相连。
6.一种采用权利要求1-5任一项所述的装置制取烯烃和芳烃的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
(1)将原油进行闪蒸分离，得到轻组分、中间组分和重组分，再将中间组分和重组分各自分离为富烷烃组分和富芳烃组分；
(2)将步骤(1)得到的轻组分和富烷烃组分进行串级流化裂解反应，得到裂解气和裂解油，所述裂解气包括烯烃和氢气；
(3)将步骤(1)得到的富芳烃组分进行临氢热解反应，得到芳烃产物和非芳烃产物，所述非芳烃产物返回步骤(2)进行串级流化裂解反应。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述原油进行闪蒸分离前，先进行预热；
优选地，所述原油采用气化加热炉的热烟气预热；
优选地，步骤(1)所述闪蒸分离包括两级闪蒸分离，分别为一级闪蒸分离和二级闪蒸分离；
优选地，所述一级闪蒸分离的进料温度为300～350℃，压力为0～50kPaG；
优选地，所述一级闪蒸分离时塔顶得到轻组分，塔底组分继续进行二级闪蒸分离；
优选地，所述二级闪蒸分离的进料温度为320～400℃，压力为2～20kPaA；
优选地，所述二级闪蒸分离时塔顶得到中间组分，塔底得到重组分。
8.根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于，步骤(1)所述中间组分和重组分分离的方式独立地包括溶剂萃取；
优选地，所述中间组分分离为第一富烷烃和第一富芳烃，所述重组分分离为第二富烷烃和第二富芳烃；
优选地，所述中间组分溶剂萃取所用的萃取剂包括糠醛、N-甲基吡咯烷酮、2-吡咯烷酮、吗啉、环丁砜、二甲基亚砜、二乙二醇醚或三乙二醇醚中任意一种或至少两种的组合；
优选地，所述重组分溶剂萃取所用的萃取剂包括丙烷、丁烷、戊烷、己烷、环己烷或庚烷中任意一种或至少两种的组合。
9.根据权利要求6-8任一项所述的方法，其特征在于，步骤(2)所述富烷烃组分先经过加热处理形成富烷烃气体，再与轻组分混合；
优选地，所述富烷烃组分主要包括C6及C6以上的烷烃；
优选地，所述第一富烷烃组分包括C6～C18的烷烃，所述第二富烷烃组分包括C18以上的烷烃；
优选地，所述富烷烃气体的加热由燃料的燃烧辐射传热，辐射传热后的烟气用于步骤(1)中原油的预热；
优选地，步骤(2)所述串级流化裂解反应包括一级流化裂解反应和二级流化裂解反应；
优选地，步骤(2)所述一级流化裂解反应的温度为500～650℃；
优选地，步骤(2)所述一级流化裂解反应的时间为0.5～2s；
优选地，步骤(2)所述二级流化裂解反应的温度为650～850℃；
优选地，步骤(2)所述二级流化裂解反应的时间为0.5～2s；
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应的压力为0.1～0.51MPaG；
优选地，步骤(2)所述烯烃主要包括乙烯和丙烯；
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应的产物还包括C4馏分和C5馏分，所述C4馏分和C5馏分为烷烃和烯烃的混合物；
优选地，步骤(2)所述裂解气分离后其中一股组分为富氢气，所述富氢气用作步骤(3)中临氢热解反应的原料；
优选地，所述富氢气中氢气的体积分数不小于90％；
优选地，步骤(2)所述流化裂解反应采用催化剂催化裂解或惰性热载体热裂解。
10.根据权利要求6-9任一项所述的方法，其特征在于，步骤(3)所述临氢热解反应包括一级临氢热解反应和二级临氢热解反应；
优选地，所述一级临氢热解反应的温度为380～465℃；
优选地，所述二级临氢热解反应的温度为450～550℃；
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的压力独立地为10～30MPaG；
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的氢油比独立地为500～2000；
优选地，所述一级临氢热解反应和二级临氢热解反应的体积空速独立地为0.5～2.0h-1；
优选地，所述一级临氢热解的反应产物进行二级临氢热解反应；
优选地，步骤(3)所述芳烃产物包括苯、甲苯和二甲苯，所述芳烃产物与步骤(2)得到的裂解油混合作为芳烃原料；
优选地，步骤(3)所述临氢热解反应的产物还包括气相组分，所述气相组分包括H2S、NH3、H2和CH4。
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