CN114901786A - 从原油中生产轻质烯烃的方法 - Google Patents
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Abstract
本公开的实施方案提供了用于从原油生产轻质烯烃的系统和方法。将原油进料引入原油蒸馏单元以产生馏出物馏分和渣油馏分。将馏出物馏分引入非催化蒸汽裂解器以产生轻质烯烃馏分和裂解油馏分。将渣油馏分引入超临界水反应器以产生流出物流。将流出物流引入闪蒸分离器以产生气相馏分和液相馏分。将气相馏分引入催化蒸汽裂解器以产生轻质烯烃馏分和裂解油馏分。可选地，将渣油馏分引入减压蒸馏单元以产生轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分。将减压渣油馏分引入溶剂脱沥青单元以产生脱沥青油和沥青馏分。可以将任选地与重质减压瓦斯油馏分合并的脱沥青油馏分代替渣油馏分引入超临界水反应器。
Description
技术领域
本公开的实施方案主要涉及烃加工。更具体地，本公开的实施方案涉及由烃馏分生产轻质烯烃(例如乙烯和丙烯)的方法和系统。
背景技术
通常，蒸汽裂解涉及自由基介导的裂解反应以从烃原料生产轻质烯烃，例如乙烯和丙烯。蒸汽裂解通常要求在约750℃和约950℃之间的运行温度以裂解末端(或接近末端)碳-碳键以产生轻质烯烃。另一方面，低于约750℃的运行温度会导致与轻质烯烃的形成没有直接关系的内部碳-碳键的断裂。此外，蒸汽裂解通常需要小于约1秒的停留时间以防止产生的轻质烯烃低聚成更长的链烃或防止产生的轻质烯烃芳构化成芳烃。典型的蒸汽裂解器在略高于大气压的压力下运行，蒸汽与油的质量比在约0.5和约1.0之间的范围内。
蒸汽裂解最具挑战性的方面是焦炭形成。关于这种焦炭形成的详细机理，尽管不存在主流学派的观点，但众所周知，均相焦炭形成是由于在气相中的芳族化合物的缩合，然后这些芳族化合物吸附到蒸汽裂解器的盘管表面。众所周知，非均相焦炭形成是由于某些盘管表面金属如镍和铁的存在。通常，在盘管中形成的焦炭是造成传热率降低的原因，即需要增加热能的量级来保持盘管中存在的流体的运行温度。此外，焦炭会增加通过裂解盘管的压降。在这种情况下，需要一个除焦工序来去除沉积在盘管中的焦炭。
表示盘管应该多久经历一次除焦工序的一个参数是运转时间，即，两个除焦工序之间的周期。气态烃进料(如乙烷)提供比液态烃进料更长的运转时间。在液态烃进料中，石脑油提供比柴油更长的运转时间。一般而言，更重烃原料的蒸汽裂解对应于更短的运转时间、降低的轻质烯烃产率和相对于更轻烃原料的更高焦化率。更短的运转时间对应于蒸汽裂解器的频繁停机并因此降低了产量。
在基于石油的原油中，存在各种类型的分子。根据分子的化学结构，可以将其分为链烷烃、烯烃、环烷烃(环状链烷烃)和芳烃，它们可以通过油组成的波纳值来表示。在这些分子中，将链烷烃转化为轻质烯烃是最有效的，正链烷烃比异链烷烃能更有效地进行转化，因此可以优选正链烷烃。芳烃(如苯和甲苯)在高温下是稳定的，氢碳比低，并且已知是用于焦炭形成的有效前体。与链烷烃碳的碳-碳键能相比，芳烃的稳定性可归因于芳烃碳的碳-碳键能。由于这些原因，芳烃难以转化，并且不是生产轻质烯烃的良好来源。作为原料的环烷烃比链烷烃更难转化，但比芳烃更容易转化。烯属化合物通常在蒸汽裂解器中裂解，通过环化和随后的脱氢反应产生轻质链烷烃和烯烃以及芳烃。因此，用于蒸汽裂解的原料优选包含大部分正链烷烃，其次是异链烷烃和环烷烃，并且很少或不含烯烃或芳烃。
蒸汽裂解不能有效地处理含有沥青质的重质馏分。沥青质的蒸汽裂解会产生焦炭，这会导致工艺管线发生堵塞。
可以采取一些预处理步骤来生产适合用作蒸汽裂解原料的瓦斯油或其他重油。预处理方法可以包括加氢处理、热转化、萃取和蒸馏。萃取工艺可以包括溶剂脱沥青工艺。然而，此类工艺产生的液体产率低于80体积％，导致与蒸汽裂解类似的低产品回收率。此外，预处理工艺会增加每桶成品的成本。
优选蒸汽裂解重质原料以增加比轻质烯烃重的有用烃的产率。然而，相对较重的原料通常具有相对较高的芳香性，这导致严重的焦化和比相对较轻的原料(例如直馏石脑油)更短的运转时间。如上所述，焦炭是在约750℃和约950℃之间的较高运行温度范围内通过某些化学反应形成的。减轻这种焦炭形成的一种方法是在相对较低的运行温度下从重质原料生产有用的烃；然而，这导致轻质烯烃产率降低，这是不希望的。为了通过蒸汽裂解生产有用的烃类(包括轻质烯烃)，需要更稳健的工艺设计以在相对较高的运行温度下容纳较重的原料。例如，要求将某些合金用作裂解盘管或用于实施能量保存的综合能量回收系统，所有这些都导致投资和运行成本的增加。
发明内容
本公开的实施方案主要涉及烃加工。更具体地，本公开的实施方案涉及用于从烃馏分生产轻质烯烃(例如乙烯和丙烯)的方法和系统。
本公开的实施方案提供了一种从原油生产轻质烯烃的方法。该方法包括将原油进料引入原油蒸馏单元以产生馏出物馏分和渣油馏分的步骤。原油进料包括原油。馏出物馏分包括实沸点低于渣油馏分的烃。该方法包括将馏出物馏分引入第一蒸汽裂解器的步骤。第一蒸汽裂解器在一定温度和压力下运行，使得馏出物馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第一轻质烯烃馏分和第一裂解油馏分。第一轻质烯烃馏分包括轻质烯烃。该方法包括将渣油馏分引入超临界水反应器的步骤。超临界水反应器在等于或大于22.06兆帕(MPa)的压力和等于或大于373.9℃的温度下运行，使得渣油馏分在超临界水的存在下经历转化反应以产生流出物流。该方法包括将流出物流引入闪蒸分离器以产生气相馏分和液相馏分的步骤。该方法包括将气相馏分引入第二蒸汽裂解器的步骤。第二蒸汽裂解器是催化蒸汽裂解器。第二蒸汽裂解器在一定温度和压力下运行，使得气相馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第二轻质烯烃馏分和第二裂解油馏分。第二轻质烯烃馏分包括轻质烯烃。
在一些实施方案中，原油的常压渣油含量大于24重量％。在一些实施方案中，馏出物馏分包括石脑油和常压瓦斯油。渣油馏分包括常压渣油。
在一些实施方案中，该方法还包括将水引入第一蒸汽裂解器的步骤。在一些实施方案中，第一蒸汽裂解器不存在外部催化剂供应。在一些实施方案中，第一蒸汽裂解器不存在外部氢气供应。在一些实施方案中，第一裂解油馏分包括汽油和燃料油。
在一些实施方案中，该方法还包括将水引入超临界水反应器的步骤。在一些实施方案中，超临界水反应器中的内部流体在标准环境温度和压力(SATP)下具有1和4之间的水油质量比。在一些实施方案中，超临界水反应器在415℃和443℃之间的温度范围和24MPa和28MPa之间的压力范围内运行。
在一些实施方案中，闪蒸分离器在在200℃和350℃之间的温度范围和在0.01MPa和1MPa之间的压力范围内运行。在一些实施方案中，气相馏分包括石脑油和常压瓦斯油。在一些实施方案中，气相流含水量范围在30重量％和80重量％之间。
在一些实施方案中，第二蒸汽裂解器包括沸石催化剂，例如ZeoliteSoconyMobil-22(ZSM-22)型、Zeolite SoconyMobil-23(ZSM-23)型、酸性ZeoliteSoconyMobil-5(HZSM-5)型、Zr-改性沸石Beta(BEA)型以及它们的组合。在一些实施方案中，第二蒸汽裂解器不存在外部氢气供应。在一些实施方案中，第二裂解油馏分包括汽油和燃料油。
在一些实施方案中，该方法还包括将渣油馏分引入减压蒸馏单元以产生轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分的步骤。该方法还包括将减压渣油馏分引入溶剂脱沥青单元以产生脱沥青油馏分和沥青馏分的步骤。沥青馏分包含沥青质。将脱沥青油馏分代替渣油馏分引入超临界水反应器。
在一些实施方案中，该方法还包括将渣油馏分引入减压蒸馏单元以产生轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分的步骤。该方法还包括将减压渣油馏分引入溶剂脱沥青单元以产生脱沥青油馏分和沥青馏分的步骤。沥青馏分包含沥青质。该方法还包括将重质减压瓦斯油馏分和脱沥青油馏分合并以产生混合流的步骤。将混合流代替渣油馏分引入超临界水反应器。
本公开的实施方案还提供了一种用于从原油生产轻质烯烃的系统。该系统包括原油蒸馏单元、第一蒸汽裂解器、超临界水反应器、闪蒸分离器和第二蒸汽裂解器。原油蒸馏单元配置成将原油进料分离成馏出物馏分和渣油馏分。原油进料包括常压渣油含量大于24重量％的原油。馏出物馏分包括石脑油和常压瓦斯油。渣油馏分包括常压渣油。第一蒸汽裂解器流体连接在原油蒸馏单元的下游。第一蒸汽裂解器配置成在一定温度和压力下运行，使得馏出物馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第一轻质烯烃馏分和第一裂解油馏分。第一轻质烯烃馏分包括轻质烯烃。第一裂解油馏分包括汽油和燃料油。超临界水反应器流体连接在原油蒸馏单元的下游。超临界水反应器配置成在等于或大于22.06MPa的压力和等于或大于373.9℃的温度下运行，使得渣油馏分在超临界水的存在下经历转化反应以产生流出物流。闪蒸分离器流体连接在超临界水反应器的下游。闪蒸分离器配置成将流出物流分离成气相馏分和液相馏分。第二蒸汽裂解器流体连接在闪蒸分离器的下游。第二蒸汽裂解器是催化蒸汽裂解器。第二蒸汽裂解器配置成在一定温度和压力下运行，使得气相馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第二轻质烯烃馏分和第二裂解油馏分。第二轻质烯烃馏分包括轻质烯烃。第二裂解油馏分包括汽油和燃料油。
在一些实施方案中，第二蒸汽裂解器包括沸石催化剂，例如ZSM-22型、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA型及它们的组合。
在一些实施方案中，该系统还包括减压蒸馏单元和溶剂脱沥青单元。减压蒸馏单元流体连接在原油蒸馏单元的下游。减压蒸馏单元配置成将渣油馏分分离成轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分。溶剂脱沥青单元流体连接在减压蒸馏单元的下游并且流体连接在超临界水反应器的上游。溶剂脱沥青单元配置成将减压渣油馏分分离成脱沥青油馏分和沥青馏分。沥青馏分包含沥青质。将脱沥青油馏分代替渣油馏分引入超临界水反应器。
在一些实施方案中，该系统还包括减压蒸馏单元、溶剂脱沥青单元和混合器。减压蒸馏单元流体连接在原油蒸馏单元的下游。减压蒸馏单元配置成将渣油馏分分离成轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分。溶剂脱沥青单元流体连接在减压蒸馏单元的下游。溶剂脱沥青单元配置成将减压渣油馏分分离成脱沥青油馏分和沥青馏分。沥青馏分包含沥青质。混合器流体连接在减压蒸馏单元的下游，流体连接在溶剂脱沥青单元的下游，并且流体连接在超临界水反应器的上游。混合器配置成将重质减压瓦斯油馏分和脱沥青油馏分合并以产生混合流。将混合流代替渣油馏分引入超临界水反应器。
附图说明
本申请范围内的这些和其他特征、方面和优点将通过以下说明书、权利要求和附图得到更好的理解。然而，请注意，附图仅说明了若干实施方案，因此不应被认为是对所述范围的限制，因为本申请可以承认其他同样有效的实施方案。
图1提供了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产工艺的示意图。
图2提供了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产工艺的示意图。
图3提供了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产工艺的示意图。
在附图中，相似的部件或特征，或两者，可以具有相似的附图标记。
具体实施方式
虽然参照若干实施方案对装置和方法的范围进行了描述，但是应当理解，本领域普通技术人员将认可的是对于本文所述装置和方法的许多实施例、变化和改变都在本实施方案的范围和精神内。
因此，所述的实施方案以不丧失任何通用性的情况进行描述，同时也不会对实施方案进行任何的限制。本领域的技术人员将理解的是，本发明范围包括本说明书中所描述的具体特征的所有可能的组合以及应用。
本文所述的是一体化的超临界水和催化蒸汽裂解工艺的方法和系统。超临界水工艺可以将重质烃馏分转化为适用于催化蒸汽裂解以产生轻质烯烃(例如乙烯和丙烯)的原料。一体化的超临界水和催化蒸汽裂解工艺可协同提高烯烃的转化率。
由于重质渣油的氢含量相对较低，传统的非催化蒸汽裂解通常要求在裂解之前具有外部氢气供应，其中重质渣油经过加氢处理或加氢裂解，或两者，然后引入非催化蒸汽裂解工艺。这里，催化蒸汽裂解工艺上游的超临界水工艺的方法和系统可以有利地克服蒸汽裂解工艺上游的用于利用重质渣油生产烯烃的传统预处理工艺的这些缺点。此外，这里描述的一体化的超临界水和催化蒸汽裂解工艺的方法和系统可以克服利用重质渣油(具有相对较少的氢含量)生产烯烃的限制，而无需将外部氢气供应引入该工艺作为生产足量烯烃的前提步骤。
与进料流相比，本文所述的一体化的超临界水工艺的方法和系统可以减少产物流中重质渣油馏分(例如常压渣油和减压渣油)的量。以这种方式，随后的催化蒸汽裂解工艺可以接收增加量的烯烃前体进料以增加烯烃产量。有利地，不需要将由原油蒸馏单元产生的相对较重的馏分(不利于非催化蒸汽裂解)引入非催化蒸汽裂解工艺，而是将其引入超临界水工艺，然后引入催化蒸汽裂解工艺。
在此描述的利用超临界水的方法和系统可以相对于进料降低产物中杂原子的浓度，例如硫化合物和金属化合物。有利地，使用具有降低的杂原子含量的原料用于催化蒸汽裂解可以延长催化剂的寿命。
有利地，本文描述的一体化的超临界水和催化蒸汽裂解工艺的方法和系统可以扩大适用于生产轻质烯烃的原油的范围。
如贯穿本公开所使用的，“氢含量”是指与碳原子键合的氢原子的数量，而不是指游离氢。
如贯穿本公开所使用的，“外部氢气供应”是指将氢气添加到反应器的进料或反应器本身。例如，不存在外部氢气供应的反应器是指反应器的进料和反应器不存在添加的氢气、气体(H2)或液体，从而氢气(H2形式)不是反应器的进料或进料的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“外部催化剂供应”是指将催化剂添加到反应器的进料中或反应器中存在催化剂，例如反应器中的固定床催化剂。例如，不存在外部催化剂供应的反应器意味着没有催化剂添加到反应器的进料中并且反应器在反应器中不包含催化剂床。
如贯穿本公开所使用的，“原油”是指石油烃流，其可以包括全程原油(wholerange crude oil)、蒸馏后的原油和炼油厂料流。“全程原油”是指从生产井中采收后，经过油气分离装置处理的钝化原油。“蒸馏后的原油”也可以称为“拔顶原油”，是指不含轻馏分的原油，包括常压渣油流或减压渣油流。炼油厂料流可以包括“裂解油”，例如轻循环油、重循环油，以及来自流化催化裂解单元(FCC)的料流(例如浆油或倾析油)，来自加氢裂解器的沸点高于343℃的重质流，来自溶剂萃取工艺的脱沥青油(DAO)流，以及常压渣油和加氢裂化器塔底馏分的混合物。
如贯穿本公开所使用的，“重油”是指比瓦斯油重的烃，并且可以包括重质减压瓦斯油、轻质减压瓦斯油、常压渣油、减压渣油以及它们的组合。
如贯穿本公开所使用的，“常压渣油”是指实沸点(TBP)5％为约340℃的含油流馏分。约95重量％的烃的沸点高于约340℃，并且包括减压渣油馏分。常压渣油(例如)当原料来自常压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者例如当使用全程原油时可以指料流的馏分。
如贯穿本公开所使用的，“石脑油”是指TBP 5％为约30℃的且TBP 95％为约260℃的含油流的馏分。约90重量％的烃的沸点在约180℃和约260℃之间。石脑油(例如)当原料来自常压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者(例如)使用全程原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“常压瓦斯油”是指TBP 5％为约290℃且TBP 95％为约360℃的含油流的馏分。约90重量％的烃沸点在约290℃和约360℃之间。常压瓦斯油(例如)当原料来自常压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全程原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“轻质减压瓦斯油”是指TBP 5％为约380℃且TBP 95％为约450℃的含油流的馏分。约90重量％的烃的沸点在约380℃和约450℃之间。轻质减压瓦斯油(例如)当原料来自减压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全程原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“重质减压瓦斯油”是指TBP 5％为约470℃且TBP 95％为约580℃的含油流的馏分。约90重量％的烃的沸点在约470℃和约580℃之间。重质减压瓦斯油(例如)当原料来自减压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全程原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“减压渣油”是指TBP 5％为约520℃的含油流的馏分。约95重量％的烃具有高于约520℃的沸点。减压渣油(例如)当原料来自减压蒸馏单元时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全程原油时可以指料流的馏分。
如贯穿本公开所使用的，“汽油”是指TBP 5％为约30℃且和TBP 95％为约220℃的含油流的馏分。汽油中约95重量％的烃的沸点在约30℃和约220℃之间。汽油(例如)当料流来自蒸汽裂解器时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全程原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“燃料油”是指TBP 5％为约200℃且TBP 95％为约650℃的含油流的馏分。在一些实施方案中，由蒸汽裂解器获得的燃料油称为裂解燃料油(PFO)。燃料油的沸点范围可以在约200℃和约650℃之间(当PFO与常规燃料油如Bunker-C合并时)或可选地在约200℃和约500℃之间。燃料油(例如)当该料流来自蒸汽裂解器时可以指整个料流的组成，或者(例如)当使用全范围原油时可以指料流的一部分。
如贯穿本公开所使用的，“沥青质”是指不溶于正烷烃，特别是正庚烷(C7正烷烃)的含油流的馏分。
如贯穿本公开所使用的，“轻质烯烃”是指乙烯、丙烯、异丁烯、1-丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、1,3-丁二烯以及它们的组合。乙烯、丙烯、异丁烯、1-丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、1,3-丁二烯中的每一种都是轻质烯烃并且它们一起是轻质烯烃。
如贯穿本公开所使用的，“馏出物”是指比来自常压蒸馏工艺或减压蒸馏工艺的蒸馏渣油更轻的烃馏分。
如贯穿本公开所使用的，“焦炭”是指石油中存在的不溶于甲苯的物质。
如贯穿本公开所使用的，“裂解”是指由于碳-碳键的断裂而将烃分解成含有很少碳原子的较小的烃。
如贯穿本公开所使用的，“提质”是指相对于工艺进料流，在工艺出口流中增加API比重、降低杂质(例如硫、氮和金属)的量、降低沥青质的量和提高馏出物的量中的一项或全部。本领域技术人员理解，提质可以具有相对含义，使得料流与另一料流相比可以提质，但仍可能包含不希望的组分，例如杂质。
如贯穿本公开所使用的，“转化反应”是指可以提质烃流的反应，包括裂解、异构化、烷基化、二聚化、芳构化、环化、脱硫、脱氮、脱沥青和脱金属。
如贯穿本公开所使用的，“非催化蒸汽裂解”是指在存在蒸汽但不存在催化剂的情况下发生热裂解反应的工艺。蒸汽裂解可以包括炉。该炉可以包括对流段和辐射段。对流段可用于预热原料流、水流和其他料流。对流段可以在约650℃或大于约650℃的温度下运行。对流段可以在略高于大气压力的压力下运行。蒸汽可以与烃流一起注入对流段。蒸汽裂解工艺的进料的汽化可以增加轻质烯烃的产量。不受任何理论束缚，在对流段中烃的气相裂解可生成轻质分子，如C2、C3化合物，液相裂解可生成中程分子，如C7、C8化合物。保持增加汽化的运行条件以避免由于未汽化的烃而转化为焦炭。蒸汽作为稀释剂可以抑制焦炭形成。通过对流段后，料流可以进入辐射段，在该处可发生热裂解。辐射段可以在约700℃和约950℃之间的温度下运行。辐射段可以在比大气压稍高的压力下运行。辐射段可用于烃的重度裂解以产生轻质烯烃。
如贯穿本公开所使用的，“超临界水工艺”是指烃馏分在超临界水存在下、在水的超临界条件下经历转化反应以产生提质烃流的工艺。超临界水工艺包括预反应段、反应段和后反应段。预反应段可以包括加压、加热和混合进料流的单元，例如泵、加热器和混合器。反应段可以包括至少一个超临界水反应器。后反应段可以包括将流出物与反应段分离的单元，并且可以包括热交换器、减压装置和一个或多个分离容器。
本领域已知，超临界水中的烃反应使重油和原油(可能含有硫化合物)提质以产生具有比重油和原油原料更高的轻质馏分含量的产物。超临界水具有独特的性质，使其适合用作石油反应介质，其中反应目标可包括提质反应、脱硫反应、脱氮反应和脱金属反应。超临界水是温度等于或大于水的临界温度并且压力等于或大于水的临界压力的水。水的临界温度为373.946℃。水的临界压力为22.06MPa。不受任何理论的束缚，应理解超临界水介导的石油工艺的基本反应机理对应于自由基反应机理。热能通过化学键断裂产生自由基。超临界水通过包围自由基产生“笼效应”。被水分子包围的自由基彼此不易反应，因此抑制了有助于焦炭形成的分子间反应。与传统的热裂解工艺(例如延迟焦化)相比，笼效应通过限制自由基间的反应从而抑制焦炭形成。链烷烃进料的热裂解可产生每个分子的碳原子数与链烷烃进料相比减少的链烷烃和烯烃。链烷烃和烯烃的相对量以及碳数的分布很大程度上取决于发生热裂解的相态。在液相中，由于高密度在分子之间产生更近的距离，因而分子之间发生更快的氢转移，这使得分子之间的氢转移更容易且更快。因此，与气相裂解相比，液相有助于更多链烷烃的形成。此外，液相裂解产物的碳原子数一般分布均匀，而气相裂解产物中轻质烷烃和烯烃较多。虽然超临界水促进了分子之间的氢转移，但由于可用氢量有限，因此会不可避免地会产生不饱和烃。不饱和碳碳键可以分布在整个沸点范围内。烯烃作为一种具有代表性的不饱和烃，是有价值的化学品，但稳定性低会导致许多问题，例如暴露在空气中时会形成胶状物。因此，现代炼油厂的普遍做法是在催化剂存在下用氢气使烯烃饱和。有利地，在超临界条件下，水在提质反应、脱硫反应和脱金属反应中既充当氢源又充当溶剂(稀释剂)，并且不需要催化剂。来自水分子的氢通过直接转移或通过间接转移(例如水煤气变换反应)而转移到烃中。
不受任何理论的束缚，由于烷基芳烃的β位断裂，可以通过超临界水工艺生产α烯烃。例如，乙基苯的末端碳-碳键解离能为301千焦每摩尔(kJ/mol)，小于乙烷的碳-碳键解离能368kJ/mol。由于超临界水条件下的稀释效应和笼效应，得到的α烯烃可以免于异构化形成内烯烃或饱和形成链烷烃。可以在大于约400℃的热裂解温度下观察到这种β位断裂。大于400℃的温度是获得有意义的转化所必需的。通过超临界水工艺生产的α-烯烃以及某些链烷烃可用于催化蒸汽裂解工艺以生产轻质烯烃，例如乙烯和丙烯。
图1显示了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产工艺的示意图。该工艺可以包括原油蒸馏单元10、非催化蒸汽裂解器20、超临界水反应器30、闪蒸分离器40和催化蒸汽裂解器50。
将原油进料100引入该工艺。原油进料100可以从得自石油、煤液或生物材料的任何油源获得。用于原油进料100的原油的非限制性实例可包括全程原油、蒸馏原油、拔顶原油、炼油厂料流、液化煤、从油或焦油砂中回收的液体产物、沥青、油页岩、沥青质、从气到液(GTL)工艺中回收的液态烃和由生物质得到的烃。原油进料100的API比重范围可在约19和约54之间或可选地在约24和约40之间。例如，Manifa原油的API比重为约24。阿拉伯超轻质原油的API比重为约40。原油进料100可包括大于总原油的约17重量％或大于总原油的约24重量％的常压渣油馏分。
将原油进料100引入原油蒸馏单元10。原油蒸馏单元10可以是能够将原油分离成不同沸程的各种馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，原油蒸馏单元10是常压蒸馏单元。原油蒸馏单元10产生馏出物馏分105和常压渣油馏分110。馏出物馏分105包括石脑油和常压瓦斯油。常压渣油馏分110包括常压渣油。
将馏出物馏分105引入非催化蒸汽裂解器20。非催化蒸汽裂解器20可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油在内的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部氢气供应。非催化蒸汽裂解器20可以保持在约700℃和约950℃之间、或者约750℃和约900℃之间、或者约750℃和约875℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约700℃和约830℃之间的温度范围内。用于保持非催化蒸汽裂解器20的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸入式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。非催化蒸汽裂解器20可以保持在略高于大气压的压力下。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约0.21MPa的压力下。非催化蒸汽裂解器20中内部流体的停留时间范围可以在约0.01秒和约60秒之间、或者在约0.05秒和约30秒之间、或者在约0.1秒和约1秒之间。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20中内部流体的停留时间为约0.13秒。非催化蒸汽裂解器20产生第一轻质烯烃馏分120和第一裂解油馏分125。第一轻质烯烃馏分120包括轻质烯烃。第一裂解油馏分125包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第一轻质烯烃馏分120可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
可将供水(未示出)引入非催化蒸汽裂解器20。在一些实施方案中，可以使用能够混合馏出物馏分105和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)将馏出物馏分105和供水在引入非催化蒸汽裂解器20之前进行预混合。在其他实施方案中，将馏出物馏分105和供水分别引入非催化蒸汽裂解器20。将馏出物馏分105和供水引入非催化蒸汽裂解器20，该非催化蒸汽裂解器20具有的水油质量流量比范围在SATP下在约0.1和约1之间、或者在SATP下在约0.2和约0.85之间、或者在SATP下在约0.3和约0.8之间。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约0.62。
将常压渣油馏分110引入超临界水反应器30。将供水(未示出)引入超临界水反应器30。在一些实施方案中，常压渣油馏分110和供水可以在引入超临界水反应器30之前使用能够混合常压渣油馏分110和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)进行预混合。在其他实施方案中，将常压渣油馏分110和供水分别引入超临界水反应器30。将常压渣油馏分110和供水引入超临界水反应器30，该超临界水反应器30具有的水油质量流量比范围在SATP下在约0.1和约10之间、或者在SATP下在约0.5和约7之间、或者在SATP下在约1和约4之间。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约1.2。可将供水预热到约350℃和约700℃之间、或者约400℃和约650℃之间、或者约450℃和约600℃之间的温度范围内。可以将供水预加压至约22MPa和约35MPa之间、或者约24MPa和约33MPa之间、或约26MPa和约30MPa之间的压力范围。
超临界水反应器30保持在一定温度和压力下，使得水处于其超临界状态。超临界水反应器30可以保持在约374℃和约550℃之间、或者约380℃和约480℃之间、或者约415℃和约450℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约415℃和约443℃之间的温度范围内。用于保持超临界水反应器30的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。超临界水反应器30可以保持在约22.06MPa和约35MPa之间、或者约22.06MPa和约30MPa之间、或约24MPa和约28MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约26.5MPa的压力下。超临界水反应器30可以是管式反应器、容器式反应器以及它们的组合。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30是管式反应器。超临界水反应器30中内部流体的停留时间范围可以在约10秒和约30分钟(min)之间、或者在约0.5分钟和约10分钟之间、或者在约1分钟和约50分钟之间。在至少一个实施方案中，内部流体在超临界水反应器30中的停留时间为约2.6分钟。通过假设超临界水反应器30中的内部流体的密度与超临界水反应器30的运行条件下的水的密度基本相同来计算停留时间。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部氢气供应。通过流出物流130收集超临界水反应器30的产物。
将流出物流130引入闪蒸分离器40。闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。在一些实施方案中，闪蒸分离器40可以是闪蒸塔。在其他实施方案中，闪蒸分离器40可以是简单的分馏器，例如闪蒸罐。闪蒸塔包括一次分离区、二次分离区和重液收集区。可以将流出物流130引入一次分离区，其中大部分液相馏分145与气相馏分140分离。二次分离区位于闪蒸塔的顶部，其中通过重力除去混合在气相馏分140中的液体。在一些实施方案中，可以将催化剂床放置在二次分离区中以捕获这些液体颗粒。重液收集区位于闪蒸塔的下部，其中通过浮力除去混合在液相馏分145中的气体。闪蒸塔的某些设计参数(例如直径和长度)可以通过适用的工程标准确定，例如API 12J(油气分离器规范)。在一些实施方案中，闪蒸塔可以是垂直型或水平型闪蒸塔。在至少一个实施方案中，闪蒸塔是水平型的，以在液相和气相内部流体之间具有比垂直型更大的界面面积。在一些实施方案中，闪蒸塔可具有在约2和约5之间的长径比范围。
流出物流130的温度和压力使得可以使用闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。闪蒸分离器40可以设计成在内部产生气相组分。气相馏分140可以包括TBP 95％低于约400℃、或者低于约380、或可选地低于约340℃的烃。气相馏分140可以包括烃气、石脑油和常压瓦斯油。气相馏分140可以包括水。液相馏分145可以包括TBP5％大于约400℃、或者大于约380、或可选地大于约340℃的烃。在至少一个实施方案中，液相馏分145包括TBP 5％大于约340℃的烃。液相馏分145可包括轻质减压瓦斯油、重质减压瓦斯油和减压渣油。液相馏分145可以包括水。气相馏分140和液相馏分145各自的组成(包括烃组成和水的量)取决于闪蒸分离器40中的温度和压力。可以调节闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140和液相馏分145之间的所需分离。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重大于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约1分钟和约5分钟之间的范围内。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重小于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约5分钟和约10分钟之间的范围内。
可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140中的含水量在约5重量％和约95重量％之间、或者在约25重量％和约90重量％之间、或者在约30重量％和约80重量％之间的范围内。在至少一个实施方案中，气相馏分140中的含水量为约76.5重量％。可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使液相馏分145中的含水量在约0.1重量％和约20重量％之间、或者在约0.2重量％和约10重量％之间、或者在约0.5重量％和约7重量％的范围内。在至少一个实施方案中，液相馏分145中的含水量为约4.7重量％。来自流出物流130的未转化馏分可包含在液相馏分145中。在液相馏分145中可以包含在超临界水反应器30中由于缺乏氢化作用或抗热裂解而二聚或低聚的烃。闪蒸分离器40可以包括外部加热组件(未示出)以提高内部流体的温度。外部加热组件可以是本领域已知的能够保持或提高容器中的温度的任何类型的任何组件。闪蒸分离器40可以包括内部加热组件(未示出)以提高内部流体的温度。闪蒸分离器40可以包括内部混合装置。内部混合装置可以是本领域已知的能够增强内部流体混合的任何类型的内部混合装置。在至少一个实施方案中，内部混合装置是搅拌器。闪蒸分离器40可保持在约150℃和约450℃之间、或者约180℃和约400℃之间、或约200℃和约350℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约270℃的温度。闪蒸分离器40可以保持在约0.01MPa和约3MPa之间、或者约0.01MPa和约2MPa之间、或可选地在约0.01MPa和约1MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约0.7MPa的压力下。
将气相馏分140引入催化蒸汽裂解器50。引入催化蒸汽裂解器50的气相馏分140具有的水油质量流量比在SATP下在约0.1和约10之间、或可选地在SATP下在约0.5和约5之间的范围内。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约3.26。气相馏分140以在约0.5倒时数(hr-1)和约100hr-1之间、或可选地在约10hr-1和50hr-1之间的重时空速(WHSV)范围引入催化蒸汽裂解器50。在至少一个实施方案中，气相馏分140的WHSV为约3.7hr-1。催化蒸汽裂解器50可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50不存在外部氢气供应。催化蒸汽裂解器50包括固定床、沸腾床、流化床或它们的组合的形式的催化剂床。催化蒸汽裂解器50可以包括沸石催化剂。沸石催化剂可包括ZSM-22、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA型以及它们的组合。催化蒸汽裂解器50可以保持在400℃和约750℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约620℃的温度。用于保持催化蒸汽裂解器50的这种温度的器件可包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。催化蒸汽裂解器50可以保持在约0和约1.4MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约0.65MPa的压力下。通过WHSV计算的催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间可以在约36秒和约120分钟之间、或者在约1.2分钟和约30分钟之间、或可选地在约2分钟和约20分钟之间的范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间为约16.2分钟。催化蒸汽裂解器50产生第二轻质烯烃馏分150和第二裂解油馏分155。第二轻质烯烃馏分150包括轻质烯烃。第二裂解油馏分155包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第二轻质烯烃馏分150可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
图2显示了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产方法的示意图。该工艺可包括原油蒸馏单元10、非催化蒸汽裂解器20、超临界水反应器30、闪蒸分离器40、催化蒸汽裂解器50、减压蒸馏单元60和溶剂脱沥青单元70。
将原油进料100引入该工艺。原油进料100可以从得自石油、煤液或生物材料的任何油源获得。用于原油进料100的原油的非限制性实例可包括全程原油、蒸馏原油、拔顶原油、炼油厂料流、液化煤、从油或焦油砂中回收的液体产物、沥青、油页岩、沥青质、从GTL工艺中回收的液态烃和由生物质得到的烃。原油进料100的API比重可在约19和约54之间、或可选地在约24和约40之间的范围。例如，Manifa原油的API比重为约24。阿拉伯超轻质原油的API比重为约40。原油进料100可包括大于总原油的约17重量％、或可选地大于总原油的约24重量％的常压渣油馏分。
将原油进料100引入原油蒸馏单元10。原油蒸馏单元10可以是能够将原油分离成不同沸程的各种馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，原油蒸馏单元10是常压蒸馏单元。原油蒸馏单元10产生馏出物馏分105和常压渣油馏分110。馏出物馏分105包括石脑油和常压瓦斯油。常压渣油馏分110包括常压渣油。
将馏出物馏分105引入非催化蒸汽裂解器20。非催化蒸汽裂解器20可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油在内的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部氢气供应。非催化蒸汽裂解器20可以保持在约700℃和约950℃之间、可选地约750℃和约900℃之间、或可选地约750℃和约875℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约700℃和约830℃之间的温度范围内。用于保持非催化蒸汽裂解器20的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸入式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。非催化蒸汽裂解器20可以保持在略高于大气压的压力下。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约0.21MPa的压力下。在非催化蒸汽裂解装置20中内部流体的停留时间可以在约0.01秒和约60秒之间、可选地在约0.05秒和约30秒之间、或可选地在约0.1秒和约1秒之间的范围内。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20中内部流体的停留时间为约0.13秒。非催化蒸汽裂解器20产生第一轻质烯烃馏分120和第一裂解油馏分125。第一轻质烯烃馏分120包括轻质烯烃。第一裂解油馏分125包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第一轻质烯烃馏分120可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
可将供水(未示出)引入非催化蒸汽裂解器20。在一些实施方案中，可以使用能够混合馏出物馏分105和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)将馏出物馏分105和供水在引入非催化蒸汽裂解器20之前进行预混合。在其他实施方案中，将馏出物馏分105和供水分别引入非催化蒸汽裂解器20。将馏出物馏分105和供水引入非催化蒸汽裂解器20，该非催化蒸汽裂解器20具有的水油质量流量比在SATP下在约0.1和约1之间、可选地在SATP下在约0.2和约0.85之间、或可选地在SATP下在约0.3到约0.8之间的范围。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约0.62。
将常压渣油馏分110引入减压蒸馏单元60。减压蒸馏单元60可以是能够将常压渣油馏分分离成不同沸程的各种馏分的任何烃加工单元。减压蒸馏单元60产生轻质减压瓦斯油馏分162、重质减压瓦斯油馏分165和减压渣油馏分160。轻质减压瓦斯油馏分162包括轻质减压瓦斯油。重质减压瓦斯油馏分165包括重质减压瓦斯油。减压渣油馏分160包括减压渣油。
将减压渣油馏分160引入溶剂脱沥青单元70。溶剂脱沥青单元70可以是能够将沥青质与烃馏分的其他组分分离的任何烃加工单元。可将溶剂供料(未示出)引入溶剂脱沥青单元70，使得溶剂允许沥青质沉淀或聚集。通过富含沥青质的沥青馏分175收集沉淀或聚集的沥青质。在一些实施方案中，得到的DAO馏分170可包括溶剂。在其他实施方案中，可以使用溶剂回收装置(未示出)回收溶剂，使得DAO馏分170不包括溶剂。溶剂的非限制性实例包括丙烷、正丁烷、正戊烷以及它们的组合。溶剂脱沥青单元70能够产生DAO馏分170，其DAO产率在约20重量％和约90重量％之间、或可选地在约40重量％和约75重量％之间的范围内。在至少一个实施方案中，DAO产率为约65重量％。在一些实施方案中，溶剂脱沥青单元70除去了常压渣油馏分110中包含的大于约40％的沥青质。例如，常压渣油馏分110的沥青质含量可为约16重量％，其中DAO部分170的沥青质含量可以小于约9.6重量％。DAO馏分170可具有小于约7.8或可选地小于约7.0的碳氢质量比，这表示其为可用于蒸汽裂解的链烷烃馏分。
将DAO馏分170引入超临界水反应器30。将供水(未示出)引入超临界水反应器30。在一些实施方案中，DAO馏分170和供水可以在引入超临界水反应器30之前使用能够混合DAO馏分170和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)进行预混合。在其他实施方案中，将DAO馏分170和供水分别引入超临界水反应器30。将DAO馏分170和供水引入超临界水反应器30，其水油质量流量比在SATP下在约0.1和约10之间、可选地在SATP下在约0.5和约7之间、或可选地在SATP下在约1和约4之间的范围内。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约1.2。可将供水预热到约350℃和约700℃之间、可选地约400℃和约650℃之间、或可选地约450℃和约600℃之间的温度范围内。可将供水预加压至约22MPa和约35MPa之间、可选地约24MPa和约33MPa之间、或可选地约26MPa和约30MPa之间的压力范围内。
超临界水反应器30保持在一定温度和压力下，使得水处于其超临界状态。超临界水反应器30可以保持在约374℃和约550℃之间、可选地约380℃和约480℃之间、或可选地约415℃和约450℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约415℃和约443℃之间的温度范围内。用于保持超临界水反应器30的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。超临界水反应器30可以保持在约22.06MPa和约35MPa之间、可选地约22.06MPa和约30MPa之间、或可选地约24MPa和约28MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约26.5MPa的压力下。超临界水反应器30可以是管式反应器、容器式反应器以及它们的组合。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30是管式反应器。超临界水反应器30中的内部流体的停留时间可以在约10秒和约30分钟之间、可选地在约0.5分钟和约10分钟之间、或可选地在约1分钟和约50分钟之间的范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30中的内部流体的停留时间为约2.6分钟。通过假设超临界水反应器30中的内部流体的密度与超临界水反应器30的运行条件下的水的密度基本相同来计算停留时间。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部氢气供应。通过流出物流130收集超临界水反应器30的产物。
将流出物流130引入闪蒸分离器40。闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。在一些实施方案中，闪蒸分离器40可以是闪蒸塔。在其他实施方案中，闪蒸分离器40可以是简单的分馏器，例如闪蒸罐。闪蒸塔包括一次分离区、二次分离区和重液收集区。可将流出物流130引入一次分离区，其中大部分液相馏分145与气相馏分140分离。二次分离区位于闪蒸塔的顶部，其中通过重力除去混合在气相馏分140中的液体。在一些实施方案中，可以将催化剂床放置在二次分离区中以捕获这些液体颗粒。重液收集区位于闪蒸塔的下部，其中通过浮力除去混合在液相馏分145中的气体。闪蒸塔的某些设计参数(例如直径和长度)可以通过适用的工程标准确定，例如API 12J(油气分离器规范)。在一些实施方案中，闪蒸塔可以是垂直型或水平型闪蒸塔。在至少一个实施方案中，闪蒸塔是水平型的，以在液相和气相内部流体之间具有比垂直型更大的界面面积。在一些实施方案中，闪蒸塔可具有在约2和约5之间的长径比范围。
流出物流130的温度和压力使得可以使用闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。闪蒸分离器40可以设计成在内部产生气相组分。气相馏分140可以包括TBP 95％低于约400℃、或者低于约380、或可选地低于约340℃的烃。气相馏分140可以包括烃气、石脑油和常压瓦斯油。气相馏分140可以包括水。液相馏分145可以包括TBP5％大于约400℃、或者大于约380、或者大于约340℃的烃。在至少一个实施方案中，液相馏分145包括TBP 5％高于约340℃的烃。液相馏分145可包括轻质减压瓦斯油、重质减压瓦斯油和减压渣油。液相馏分145可以包括水。气相馏分140和液相馏分145各自的组成(包括烃组成和水的量)取决于闪蒸分离器40中的温度和压力。可以调节闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140和液相馏分145之间的所需分离。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重大于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约1分钟和约5分钟之间的范围内。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重小于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约5分钟和约10分钟之间的范围内。
可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140中的含水量在约5重量％和约95重量％之间、可选地在约25重量％和约90重量％之间、或可选地在约30重量％和约80重量％之间的范围内。在至少一个实施方案中，气相馏分140中的含水量为约76.5重量％。可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使液相馏分145中的含水量在约0.1重量％和约20重量％之间、可选地在约0.2重量％和约10重量％之间、或可选地在约0.5重量％和约7重量％的范围内。在至少一个实施方案中，液相馏分145中的含水量为约4.7重量％。来自流出物流130的未转化馏分可包含在液相馏分145中。在液相馏分145中可以包含在超临界水反应器30中由于缺乏氢化作用或抗热裂解而二聚或低聚的烃。闪蒸分离器40可以包括外部加热组件(未示出)以增加内部流体的温度。外部加热组件可以是本领域已知的能够保持或增加容器中的温度的任何类型的任何组件。闪蒸分离器40可以包括内部加热组件(未示出)以增加内部流体的温度。闪蒸分离器40可以包括内部混合装置。内部混合装置可以是本领域已知的能够增强内部流体混合的任何类型的内部混合装置。在至少一个实施方案中，内部混合装置是搅拌器。闪蒸分离器40可保持在约150℃和约450℃之间、可选地约180℃和约400℃之间、或可选地约200℃和约350℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约270℃的温度。闪蒸分离器40可以保持在约0.01MPa和约3MPa之间、可选地约0.01MPa和约2MPa之间、或可选地在约0.01MPa和约1MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约0.7MPa的压力下。
将气相馏分140引入催化蒸汽裂解器50。引入催化蒸汽裂解器50的气相馏分140具有的水油质量流量比在SATP下在约0.1和约10之间、或可选地在SATP下在约0.5和约5之间的范围内。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约3.26。气相馏分140以在约0.5hr-1和约100hr-1之间、或可选地在约10hr-1和50hr-1之间的WHSV范围引入催化蒸汽裂解器50。在至少一个实施方案中，气相馏分140的WHSV为约3.7hr-1。催化蒸汽裂解器50可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油在内的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50不存在外部氢气供应。催化蒸汽裂解器50包括固定床、沸腾床、流化床或它们的组合的形式的催化剂床。催化蒸汽裂解器50可以包括沸石催化剂。沸石催化剂可包括ZSM-22型、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA型以及它们的组合。催化蒸汽裂解器50可以保持在400℃和约750℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约620℃的温度下。用于保持催化蒸汽裂解器50的这种温度的器件可包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。催化蒸汽裂解器50可以保持在约0和约1.4MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约0.65MPa的压力下。通过WHSV计算的催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间可以在约36秒和约120分钟之间、或者在约1.2分钟和约30分钟之间、或可选地在约2分钟和约20分钟之间的范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间为约16.2分钟。催化蒸汽裂解器50产生第二轻质烯烃馏分150和第二裂解油馏分155。第二轻质烯烃馏分150包括轻质烯烃。第二裂解油馏分155包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第二轻质烯烃馏分150可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
图3显示了根据本公开的实施方案的轻质烯烃生产方法的示意图。该工艺可包括原油蒸馏单元10、非催化蒸汽裂解器20、超临界水反应器30、闪蒸分离器40、催化蒸汽裂解器50、减压蒸馏单元60、溶剂脱沥青单元70和混合器80。。
将原油进料100引入该工艺。原油进料100可以从得自石油、煤液或生物材料的任何油源获得。用于原油进料100的原油的非限制性实例可包括全程原油、蒸馏原油、拔顶原油、炼油厂料流、液化煤、从油或焦油砂中回收的液体产物、沥青、油页岩、沥青质、从GTL工艺中回收的液态烃和由生物质得到的烃。原油进料100的API比重可在约19和约54之间、或可选地在约24和约40之间的范围。例如，Manifa原油的API比重为约24。阿拉伯超轻质原油的API比重为约40。原油进料100可包括大于总原油的约17重量％、或可选地大于总原油的约24重量％的常压渣油馏分。
将原油进料100引入原油蒸馏单元10。原油蒸馏单元10可以是能够将原油分离成不同沸程的各种馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，原油蒸馏单元10是常压蒸馏单元。原油蒸馏单元10产生馏出物馏分105和常压渣油馏分110。馏出物馏分105包括石脑油和常压瓦斯油。常压渣油馏分110包括常压渣油。
将馏出物馏分105引入非催化蒸汽裂解器20。非催化蒸汽裂解器20可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油在内的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20不存在外部氢气供应。非催化蒸汽裂解器20可以保持在约700℃和约950℃之间、可选地约750℃和约900℃之间、或可选地约750℃和约875℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约700℃和约830℃之间的温度范围内。用于保持非催化蒸汽裂解器20的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸入式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。非催化蒸汽裂解器20可以保持在略高于大气压的压力下。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20保持在约0.21MPa的压力下。非催化蒸汽裂解装置20中内部流体的停留时间可以在约0.01秒和约60秒之间、可选地在约0.05秒和约30秒之间、或可选地在约0.1秒和约1秒之间的范围内。在至少一个实施方案中，非催化蒸汽裂解器20中内部流体的停留时间为约0.13秒。非催化蒸汽裂解器20产生第一轻质烯烃馏分120和第一裂解油馏分125。第一轻质烯烃馏分120包括轻质烯烃。第一裂解油馏分125包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第一轻质烯烃馏分120可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
可将供水(未示出)引入非催化蒸汽裂解器20。在一些实施方案中，可以使用能够混合馏出物馏分105和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)将馏出物馏分105和供水在引入非催化蒸汽裂解器20之前进行预混合。在其他实施方案中，将馏出物馏分105和供水分别引入非催化蒸汽裂解器20。将馏出物馏分105和供水引入非催化蒸汽裂解器20，该非催化蒸汽裂解器20具有的水油质量流量比在SATP下在约0.1和约1之间、可选地在SATP下在约0.2和约0.85之间、或可选地在SATP下在约0.3到约0.8之间的范围。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约0.62。
将常压渣油馏分110引入减压蒸馏单元60。减压蒸馏单元60可以是能够将常压渣油馏分分离成不同沸程的各种馏分的任何烃加工单元。减压蒸馏单元60产生轻质减压瓦斯油馏分162、重质减压瓦斯油馏分165和减压渣油馏分160。轻质减压瓦斯油馏分162包括轻质减压瓦斯油。重质减压瓦斯油馏分165包括重质减压瓦斯油。减压渣油馏分160包括减压渣油。重质减压瓦斯油馏分165可具有小于约7.8或可选地小于约7.0的碳氢质量比，这表示其是可用于蒸汽裂解的链烷烃馏分。
将减压渣油馏分160引入溶剂脱沥青单元70。溶剂脱沥青单元70可以是能够将沥青质与烃馏分的其他组分分离的任何烃加工单元。可将溶剂供料(未示出)引入溶剂脱沥青单元70，使得溶剂允许沥青质沉淀或聚集。通过富含沥青质的沥青馏分175收集沉淀或聚集的沥青质。在一些实施方案中，得到的DAO馏分170可包括溶剂。在其他实施方案中，可以使用溶剂回收装置(未示出)回收溶剂，使得DAO馏分170不包括溶剂。溶剂的非限制性实例包括丙烷、正丁烷、正戊烷以及它们的组合。溶剂脱沥青单元70能够产生DAO馏分170，其DAO产率在约20重量％和约90重量％之间、或可选地在约40重量％和约75重量％之间的范围内。在至少一个实施方案中，DAO产率为约65重量％。在一些实施方案中，溶剂脱沥青单元70除去了常压渣油馏分110中包含的大于约40％的沥青质。例如，常压渣油馏分110的沥青质含量可为约16重量％，其中DAO部分170的沥青质含量可以小于约9.6重量％。DAO馏分170可具有小于约7.8或可选地小于约7.0的碳氢质量比，这表示其是可用于蒸汽裂解的链烷烃馏分。
将DAO馏分170和重质减压瓦斯油馏分165输送到混合器80以产生混合流180。混合器80可以是能够混合DAO馏分170和重质减压瓦斯油馏分165的任何类型的混合装置。适合用作混合器80的混合装置的非限制性实例可包括静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器。DAO馏分170和重质减压瓦斯油馏分165可以以约0.1和约10之间、或可选地约0.5和约5之间范围的体积(或质量)比混合。在至少一个实施方案中，DAO馏分170和重质减压瓦斯油馏分165以约1.36的质量比混合。
将混合流180引入超临界水反应器30。将供水(未示出)引入超临界水反应器30。在一些实施方案中，混合流180和供水可以在引入超临界水反应器30之前使用能够混合混合流180和供水的任何类型的混合装置(例如三通接头、静态混合器、在线混合器和叶轮嵌入式混合器)进行预混合。在其他实施方案中，将混合流180和供水分别引入超临界水反应器30。将混合流180和供水引入超临界水反应器30，其水油质量流量比在SATP下在约0.1和约10之间、可选地在SATP下在约0.5和约7之间、或可选地在SATP下在约1和约4之间的范围内。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约1.2。可将供水预热到约350℃和约700℃之间、可选地约400℃和约650℃之间、或可选地约450℃和约600℃之间的温度范围内。可将供水预加压至约22MPa和约35MPa之间、可选地约24MPa和约33MPa之间、或可选地约26MPa和约30MPa之间的压力范围内。
超临界水反应器30保持在一定温度和压力下，使得水处于其超临界状态。超临界水反应器30可以保持在约374℃和约550℃之间、可选地约380℃和约480℃之间、或可选地约415℃和约450℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约415℃和约443℃之间的温度范围内。用于保持超临界水反应器30的这种温度的器件可以包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。超临界水反应器30可以保持在约22.06MPa和约35MPa之间、可选地约22.06MPa和约30MPa之间、或可选地约24MPa和约28MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30保持在约26.5MPa的压力下。超临界水反应器30可以是管式反应器、容器式反应器以及它们的组合。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30是管式反应器。超临界水反应器30中的内部流体的停留时间可以在约10秒和约30分钟之间、可选地在约0.5分钟和约10分钟之间、或可选地在约1分钟和约50分钟之间的范围内。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30中的内部流体的停留时间为约2.6分钟。通过假设超临界水反应器30中的内部流体的密度与超临界水反应器30的运行条件下的水的密度基本相同来计算停留时间。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部催化剂供应。在至少一个实施方案中，超临界水反应器30不存在外部氢气供应。通过流出物流130收集超临界水反应器30的产物。
将流出物流130引入闪蒸分离器40。闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。在一些实施方案中，闪蒸分离器40可以是闪蒸塔。在其他实施方案中，闪蒸分离器40可以是简单的分馏器，例如闪蒸罐。闪蒸塔包括一次分离区、二次分离区和重液收集区。可将流出物流130引入一次分离区，其中大部分液相馏分145与气相馏分140分离。二次分离区位于闪蒸塔的顶部，其中通过重力除去混合在气相馏分140中的液体。在一些实施方案中，可以将催化剂床放置在二次分离区中以捕获这些液体颗粒。重液收集区位于闪蒸塔的下部，其中通过浮力除去混合在液相馏分145中的气体。闪蒸塔的某些设计参数(例如直径和长度)可以通过适用的工程标准确定，例如API 12J(油气分离器规范)。在一些实施方案中，闪蒸塔可以是垂直型或水平型闪蒸塔。在至少一个实施方案中，闪蒸塔是水平型的，以在液相和气相内部流体之间具有比垂直型更大的界面面积。在一些实施方案中，闪蒸塔可具有在约2和约5之间的长径比范围。
流出物流130的温度和压力使得可以使用闪蒸分离器40将流出物流130分离成气相馏分140和液相馏分145。闪蒸分离器40可以设计成在内部产生气相组分。气相馏分140可以包括TBP 95％低于约400℃、可选地低于约380、或可选地低于约340℃的烃。气相馏分140可以包括烃气、石脑油和常压瓦斯油。气相馏分140可以包括水。液相馏分145可以包括TBP5％大于约400℃、或者大于约380、或者大于约340℃的烃。在至少一个实施方案中，液相馏分145包括TBP 5％高于约340℃的烃。液相馏分145可包括轻质减压瓦斯油、重质减压瓦斯油和减压渣油。液相馏分145可以包括水。气相馏分140和液相馏分145各自的组成(包括烃组成和水的量)取决于闪蒸分离器40中的温度和压力。可以调节闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140和液相馏分145之间的所需分离。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重大于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约1分钟和约5分钟之间的范围内。在一些实施方案中，闪蒸分离器40能够使得API比重小于约10的液相馏分145中的烃的液体滞留时间在约5分钟和约10分钟之间的范围内。
可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使气相馏分140中的含水量在约5重量％和约95重量％之间、可选地在约25重量％和约90重量％之间、或可选地在约30重量％和约80重量％之间的范围内。在至少一个实施方案中，气相馏分140中的含水量为约76.5重量％。可以控制闪蒸分离器40的温度和压力以使液相馏分145中的含水量在约0.1重量％和约20重量％之间、可选地在约0.2重量％和约10重量％之间、或可选地在约0.5重量％和约7重量％的范围内。在至少一个实施方案中，液相馏分145中的含水量为约4.7重量％。来自流出物流130的未转化馏分可包含在液相馏分145中。在液相馏分145中可以包含在超临界水反应器30中由于缺乏氢化作用或抗热裂解而二聚或低聚的烃。闪蒸分离器40可以包括外部加热组件(未示出)以增加内部流体的温度。外部加热组件可以是本领域已知的能够保持或增加容器中的温度的任何类型的任何组件。闪蒸分离器40可以包括内部加热组件(未示出)以增加内部流体的温度。闪蒸分离器40可以包括内部混合装置。内部混合装置可以是本领域已知的能够增强内部流体混合的任何类型的内部混合装置。在至少一个实施方案中，内部混合装置是搅拌器。闪蒸分离器40可保持在约150℃和约450℃之间、可选地约180℃和约400℃之间、或可选地约200℃和约350℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约270℃的温度。闪蒸分离器40可以保持在约0.01MPa和约3MPa之间、可选地约0.01MPa和约2MPa之间、或可选地在约0.01MPa和约1MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，闪蒸分离器40保持在约0.7MPa的压力下。
将气相馏分140引入催化蒸汽裂解器50。引入催化蒸汽裂解器50的气相馏分140具有的水油质量流量比在SATP下在约0.1和约10之间、或可选地在SATP下在约0.5和约5之间的范围内。在至少一个实施方案中，水油质量流量比在SATP下为约3.26。将气相馏分140以在约0.5hr-1和约100hr-1之间、或可选地在约10hr-1和50hr-1之间的WHSV范围引入催化蒸汽裂解器50。在至少一个实施方案中，气相馏分140的WHSV为约3.7hr-1。催化蒸汽裂解器50可以是能够蒸汽裂解包括石脑油和常压瓦斯油在内的烃馏分的任何烃加工单元。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50不存在外部氢气供应。催化蒸汽裂解器50包括固定床、沸腾床、流化床或它们的组合的形式的催化剂床。催化蒸汽裂解器50可以包括沸石催化剂。沸石催化剂可包括ZSM-22型、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA型及它们的组合。催化蒸汽裂解器50可以保持在400℃和约750℃之间的温度范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约620℃的温度下。用于保持催化蒸汽裂解器50的这种温度的器件可包括火焰加热器、箱式炉、带状加热器、浸没式加热器、管式炉、热交换器或本领域已知的类似装置。催化蒸汽裂解器50可以保持在约0和约1.4MPa之间的压力范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50保持在约0.65MPa的压力下。通过WHSV计算的催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间可以在约36秒和约120分钟之间、或者在约1.2分钟和约30分钟之间、或可选地在约2分钟和约20分钟之间的范围内。在至少一个实施方案中，催化蒸汽裂解器50中内部流体的停留时间为约16.2分钟。催化蒸汽裂解器50产生第二轻质烯烃馏分150和第二裂解油馏分155。第二轻质烯烃馏分150包括轻质烯烃。第二裂解油馏分155包括汽油(裂解汽油)和燃料油(裂解燃料油)。第二轻质烯烃馏分150可以经历一个或多个纯化阶段(未示出)。
实施例
通过以下实施例说明本公开，这些实施例仅用于说明目的，并不旨在限制由所附权利要求限定的本发明的范围。
使用HYSYS加氢处理模型(Aspen Technology,Inc.,Bedford Massachusetts)对具有类似于图3的配置的工艺进行建模。关于实施例中的料流性质，使用图3的描述和料流编号。
将原油进料(料流100)引入各工艺。原油进料是每天120,000桶的阿拉伯中质原油，API比重为约31.1，并且硫含量为约2.41重量％。将原油进料引入原油蒸馏单元(单元10)。原油蒸馏单元产生馏出物馏分(料流105)和常压渣油馏分(料流110)。馏出物馏分的组成和某些性质如表1所示。
表1
常压渣油馏分的组成和某些性质如表2所示。
表2
将馏出物馏分引入非催化蒸汽裂解器(单元20)。非催化蒸汽裂解器是盘管式反应器。在SATP下水与烃的质量比保持在约0.62。非催化蒸汽裂解器的出口压力为约0.21MPa。非催化蒸汽裂解器的入口和出口温度分别为约620℃和约830℃。在非催化蒸汽裂解器中内部流体的停留时间为约0.13秒。非催化蒸汽裂解器产生轻质烯烃馏分(料流120)和裂解油馏分(料流125)。轻质烯烃馏分包括约2,460MTD的乙烯和约1,305MTD的丙烯。裂解油馏分包括约1,799MTD的裂解汽油和约978MTD的裂解燃料油。
将常压渣油馏分引入减压蒸馏单元(单元60)。减压蒸馏单元产生轻质减压瓦斯油馏分(料流162)、重质减压瓦斯油馏分(料流165)和减压渣油馏分(料流160)。轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分的组成和某些性质如表3所示。
表3
将减压渣油引入溶剂脱沥青单元(单元70)。溶剂脱沥青单元产生DAO馏分(料流170)和沥青馏分(料流175)。DAO产率为约65重量％。DAO馏分的组成和某些性质如表4所示。
表4
将重质减压瓦斯油馏分和DAO馏分合并(料流180)并引入超临界水反应器(单元30)。超临界水反应器是管式反应器。在SATP下水与烃的质量比保持在约1.2。压力保持在约26.5MPa。超临界水反应器的入口和出口温度分别为约415℃和约443℃。超临界水反应器中内部流体的停留时间为约2.6分钟。超临界水反应器产生流出物流(料流130)。
将流出物流冷却至约270℃的温度并减压至约0.7MPa。将流出物流引入闪蒸分离器(单元40)。将流出物流分离成气相馏分(料流140)和液相馏分(料流145)。闪蒸塔保持在约270℃的温度和约0.7MPa的压力下。气相馏分包括1,768MTD的烃和5,758MTD的水。因此，气相馏分的含水量为约76.5重量％。液相馏分包括3,161MTD的烃和157MTD的水。因此，液相馏分的含水量为约4.7重量％。气相馏分和液相馏分中包含的烃的组成和某些性质如表5所示。
表5
将气相馏分以约3.7hr-1的WHSV引入催化蒸汽裂解器(单元50)。催化蒸汽裂解器包括使用了沸石基催化剂的固定催化剂床。在SATP下水与烃的质量比保持在约3.25以减轻硫对催化剂的负面影响。催化蒸汽裂解器的压力保持在约0.65MPa。重均床温(WABT)保持在约620℃。催化蒸汽裂解器中内部流体的停留时间为约16.2分钟。催化蒸汽裂解器产生轻质烯烃馏分(料流150)和裂解油馏分(料流155)。轻质烯烃馏分包括约320MTD的乙烯和约345MTD的丙烯。裂解油馏分包括约1,969MTD的裂解汽油和约1,192MTD的裂解燃料油。
基于本说明书，本公开的各个方面的进一步修改和替代实施方式对于本领域技术人员将是显而易见的。因此，本说明书应被解释为仅是说明性的，并且是为了向本领域技术人员教导实施本公开中描述的实施方式的一般方式的目的。应当理解，本公开中所示和描述的形式应作为实施方式的示例。可以使用那些本公开中举例说明和描述的要素和材料的替代方式，部分内容和工艺可以颠倒或省略，并且某些特征可以独立使用，所有这些在得益于本说明书公开内容的情况下对于本领域技术人员将是显而易见的。在不背离所附权利要求中描述的本公开的精神和范围的情况下，可以对本公开中描述的要素进行改变。本公开中描述的标题仅用于组织架构目的，并不意味着用于限制所描述的范围。
Claims (22)
1.一种从原油生产轻质烯烃的方法，该方法包括以下步骤：
将原油原料引入原油蒸馏单元以产生馏出物馏分和渣油馏分，其中所述原油进料包含所述原油，其中所述馏出物馏分包含实沸点低于渣油馏分的烃；
将所述馏出物馏分引入第一蒸汽裂解器，其中所述第一蒸汽裂解器能够在一定温度和压力下运行，使得所述馏出物馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第一轻质烯烃馏分和第一裂解油馏分，其中所述第一轻质烯烃馏分包含所述轻质烯烃；
将所述渣油馏分引入超临界水反应器，其中所述超临界水反应器在等于或大于22.06MPa的压力和等于或大于373.9℃的温度下运行，使得所述渣油馏分在存在超临界水的情况下经历转化反应以产生流出物流；
将流出物流引入闪蒸分离器以产生气相馏分和液相馏分；以及
将所述气相馏分引入第二蒸汽裂解器，其中所述第二蒸汽裂解器是催化蒸汽裂解器，其中所述第二蒸汽裂解器在一定温度和压力下运行，使得所述气相馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第二轻质烯烃馏分和第二裂解油馏分，其中所述第二轻质烯烃馏分包含所述轻质烯烃。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述原油的常压渣油含量大于24重量％。
3.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中所述馏出物馏分包括石脑油和常压瓦斯油，其中所述渣油馏分包括常压渣油。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，还包括以下步骤：
将水引入所述第一蒸汽裂解器。
5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中所述第一蒸汽裂解器不存在外部催化剂供应。
6.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，其中所述第一蒸汽裂解器不存在外部氢气供应。
7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中所述第一裂解油馏分包括汽油和燃料油。
8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，还包括以下步骤：
将水引入所述超临界水反应器。
9.根据权利要求8所述的方法，其中所述超临界水反应器的内部流体在SATP下具有1至4的水油质量比。
10.根据权利要求1至9中任一项所述的方法，其中所述超临界水反应器在415℃和443℃之间的温度范围和24MPa和28MPa之间的压力范围内运行。
11.根据权利要求1至10中任一项所述的方法，其中所述闪蒸分离器在200℃和350℃之间的温度范围和0.01MPa和1MPa之间的压力范围内运行。
12.根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其中所述气相馏分包括石脑油和常压瓦斯油。
13.根据权利要求1至12中任一项所述的方法，其中所述气相流的含水量范围在30重量％和80重量％之间。
14.根据权利要求1至13中任一项所述的方法，其中所述第二蒸汽裂解器包括选自下组的沸石催化剂：ZSM-22型、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA类型以及它们的组合。
15.根据权利要求1至14中任一项所述的方法，其中所述第二蒸汽裂解器不存在外部氢气供应。
16.根据权利要求1至15中任一项所述的方法，其中所述第二裂解油馏分包括汽油和燃料油。
17.根据权利要求1至16中任一项所述的方法，还包括以下步骤：
将渣油馏分引入减压蒸馏单元以产生轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分；以及
将所述减压渣油馏分引入溶剂脱沥青单元以产生脱沥青油馏分和沥青馏分，其中所述沥青馏分包含沥青质，
其中将所述脱沥青油馏分代替渣油馏分引入所述超临界水反应器。
18.根据权利要求1至17中任一项所述的方法，还包括以下步骤：
将所述渣油馏分引入减压蒸馏单元以产生轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分；
将所述减压渣油馏分引入溶剂脱沥青单元以产生脱沥青油馏分和沥青馏分，其中所述沥青馏分包含沥青质；以及
将所述重质减压瓦斯油馏分和所述脱沥青油馏分合并以产生混合流，
其中将所述混合流代替渣油馏分引入所述超临界水反应器。
19.一种用于从原油生产轻质烯烃的系统，该系统包括：
原油蒸馏单元，该原油蒸馏单元配置成将原油进料分离成馏出物馏分和渣油馏分，其中所述原油进料包含常压渣油含量大于24重量％的原油，其中所述馏出物馏分包含石脑油和常压瓦斯油，其中所述渣油馏分包含常压渣油；
第一蒸汽裂解器，该第一蒸汽裂解器流体连接在所述原油蒸馏单元的下游，所述第一蒸汽裂解器配置成在一定温度和压力下运行，使得馏出物馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第一轻质烯烃馏分和第一裂解油馏分，其中所述第一轻质烯烃馏分包括所述轻质烯烃，其中所述第一裂解油馏分包括汽油和燃料油；
超临界水反应器，该超临界水反应器流体连接在所述原油蒸馏单元的下游，所述超临界水反应器配置成在等于或大于22.06MPa的压力和等于或大于373.9℃的温度下运行，使得所述渣油馏分在超临界水存在下经历转化反应以产生流出物流；
闪蒸分离器，该闪蒸分离器流体连接在所述超临界水反应器的下游，所述闪蒸分离器配置成将所述流出物流分离成气相馏分和液相馏分；和
第二蒸汽裂解器，该第二蒸汽裂解器流体连接在所述闪蒸分离器的下游，所述第二蒸汽裂解器是催化蒸汽裂解器，所述第二蒸汽裂解器配置成在一定温度和压力下运行，使得所述气相馏分在蒸汽存在下经历裂解反应以产生第二轻质烯烃馏分和第二裂解油馏分，其中所述第二轻质烯烃馏分包含所述轻质烯烃，其中所述第二裂解油馏分包含汽油和燃料油。
20.根据权利要求19所述的系统，其中所述第二蒸汽裂解器包括选自下组的沸石催化剂：ZSM-22型、ZSM-23型、HZSM-5型、Zr-改性BEA型以及它们的组合。
21.根据权利要求19至20中任一项所述的系统，还包括：
减压蒸馏单元，该减压蒸馏单元流体连接在所述原油蒸馏单元的下游，所述减压蒸馏单元配置成将所述渣油馏分分离成轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分；
溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元流体连接在所述减压蒸馏单元的下游并且流体连接在所述超临界水反应器的上游，所述溶剂脱沥青单元配置成将所述减压渣油馏分分离成脱沥青油馏分和沥青馏分，其中所述沥青馏分包含沥青质，其中将所述脱沥青油馏分代替渣油馏分引入所述超临界水反应器。
22.根据权利要求19至21中任一项所述的系统，还包括：
减压蒸馏单元，该减压蒸馏单元流体连接在所述原油蒸馏单元的下游，所述减压蒸馏单元配置成将所述渣油馏分分离成轻质减压瓦斯油馏分、重质减压瓦斯油馏分和减压渣油馏分；
溶剂脱沥青单元，该溶剂脱沥青单元流体连接在所述减压蒸馏单元的下游，所述溶剂脱沥青单元配置成将所述减压渣油馏分分离成脱沥青油馏分和沥青馏分，其中所述沥青馏分包含沥青质；
混合器，该混合器流体连接在所述减压蒸馏单元的下游，流体连接在所述溶剂脱沥青单元的下游，并且流体连接在所述超临界水反应器的上游，所述混合器配置成将所述重质减压瓦斯油馏分和所述脱沥青油馏分合并以产生混合流，其中将所述混合流代替所述渣油馏分引入所述超临界水反应器。
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