CN114989863B - 劣质重油的加工方法和加工装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种劣质重油的加工方法和加工装置。本发明提供的方法将劣质重油在亚临界条件进行萃取和在超临界条件下进行萃取溶剂回收，尤其将劣质重油与萃取溶剂进行分批次混合，降低劣质渣油的黏度，同时提高劣质重油的萃取效果；同时，将部分富萃取油物流经加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回，使富萃取油物流的温度高于进料温度，以进一步脱除富萃取油物流中溶剂含量，并将剩余部分富萃取油物流进行汽提，充分利用压力等级变化，有利于节能。同时，本发明提供的装置降低了超临界回收塔的操作温度和压力，大大降低了溶剂回收能耗并减少了换热面积，降低投资和装置占地。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种劣质重油的加工方法和加工装置。
背景技术
目前，世界范围内石油资源正呈现出重质化、劣质化的趋势，而且各国环保法规日益严格，对于炼油产品轻质化和清洁化、炼制过程清洁化和低碳化提出了更高的要求，重油轻质化技术越来越受到重视。溶剂脱沥青是重油轻质化的重要途径之一，可以将渣油分离得到富含沥青质和金属、高残炭的脱油沥青和低杂质含量、低残炭的脱沥青油，其组合工艺在重油深度加工方面极具吸引力。代表性的溶剂脱沥青技术有UOP公司的抽提脱金属技术(Demex)、Kerr-McGee公司的渣油超临界抽提(ROSE)技术、Chevron Lummus Global LLC(CLG)公司的溶剂脱沥青技术及法国石油研究院(IFP)的SOLVAHL技术等。
溶剂脱沥青技术作为一种已有90多年工业化历史的重油物理分离过程，能够高效脱除重油中金属和沥青质等物质，是重油加工过程中一种重要的预处理工艺。溶剂脱沥青常用的溶剂有丙烷、异丁烷、正丁烷、正戊烷以及它们的混合物，不同溶剂脱沥青所得的脱沥青油，在收率和质量上存在较大的差别。以生产轻质油为目的的渣油溶剂脱沥青应采用戊烷等重质烃为溶剂，利用重溶剂脱除重油中的全部沥青质和绝大部分金属，得到收率较高的脱沥青油(DAO)，对其进行加氢处理，加氢后的脱沥青油(DAO)可作为催化裂化原料或加氢裂化的原料，以此实现多产轻质油品。因此，可以预见，在石油资源紧缺和对石油产品需求日益增加的环境下，高DAO收率的大型溶剂脱沥青技术，将在重油加工中发挥更大的作用，同时为企业带来更高的经济效益。
目前全世界溶剂脱沥青装置超过100套，总加工能力估计在6000×104t/a以上，最大的一套装置能力达到430×104t/a。据SFA公司统计(不含中国)，2015年全世界在运转的溶剂脱沥青装置的能力约为4500×104t/a，美国在运转的溶剂脱沥青加工能力为2000×104t/a，约占世界重油总加工能力的30％。国外的重溶剂脱沥青装置有Kerr MeGee炼油公司的Rose、UOP的Demex等，均采用渣油与溶剂在静态混合器中混合，然后进入沉降器中恒温沉降，溶剂都是在沉降器以前加入，沉降器中没有温度梯度。该设计的好处是设备简单，建设费用低，能耗低，装置处理能力高；其缺点是脱沥青油的质量较差。因此，该设计比较适合用于制取对DAO质量要求不高的催化裂化原料。20世纪90年代中期，Kellogg公司和UOP公司相继将高效规整填料技术应用于溶剂脱沥青过程，较大幅度地提高了溶剂脱沥青的效率，促进了溶剂脱沥青装置的大型化。
CN107177373A公开了一种超临界渣油和/或催化油浆处理系统，在亚临界条件下对渣油和/或轻度氧化后的催化油浆进行萃取，然后在超临界条件下进行溶剂回收，大大地降低了装置能耗，简化流程操作。
CN105400545A公开了一种重质油分离方法及其处理系统，采用上部区域设有多个填料段的萃取塔，且相邻填料段之间设置有分布器，通过分布器引入来自超临界溶剂回收塔的超临界溶剂，使所述萃取上部的脱沥青油相中的重组分得到进一步分离。
上述方法均属于传统溶剂脱沥青技术范畴，采用的溶剂比较大，能耗相对较高，如代表性的ROSE工艺综合能耗为949.1MJ/t原料。在采用C5等较重萃取溶剂时，由于脱沥青油收率较高，塔底脱油沥青性质较差，软化点大于150℃。高黏度、高软化点的脱油沥青在传统溶剂脱沥青技术亚临界条件下较易导致设备堵塞，影响装置的在线率和可靠性。
CN102690678A公开了一种劣质重质原油的加工方法，以劣质重质原油的常压渣油作为溶剂抽提装置的原料，在超临界状态下经溶剂抽提工艺进行分离。该所述方法以溶剂抽提的较低加工温度替代减压蒸馏的较高加工温度，降低了能耗，延长了开工周期，但需要对劣质重油进行超压蒸馏处理。
因此，亟需一种劣质重油的加工方法和加工装置。
发明内容
本发明的目的是为了克服劣质重油进行加工处理存在工艺流程复杂、超临界操作等温处理导致能耗高、高压萃取溶剂回收能耗大/换热负荷高、萃取油收率低导致效益变差、萃余油性质差导致装置堵塞以及装置在线低等问题，提供一种劣质重油的加工方法和加工装置，该方法直接将劣质重油进行亚临界萃取、超临界回收，限定将部分富萃取油物流进行加压、加热后返回，在降低萃取相进料温度的同时，使富萃取油物流中萃取溶剂的含量降低，从而降低了高压萃取溶剂能耗；尤其将重油浆和萃余相混合后进行汽提，提高了萃余油汽提塔的操作稳定性并降低了萃余油的输送温度。
为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种劣质重油的方法，该方法包括以下步骤：
(1)将劣质重油与第一部分萃取溶剂进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相；
(3)在超临界状态下，将所述萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流；其中，将部分富萃取油物流进行加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流；
(4)将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I。
本发明第二方面提供一种劣质重油的加工装置，该装置包括：依次连通的一级混合器、第一换热器、二级混合器、萃取塔、超临界回收塔和第一汽提塔；所述超临界回收塔的塔底依次连接富萃取油循环液泵和第三加热器，且所述第三加热器连接所述超临界回收塔的下部；
其中，所述一级混合器用于将重油和第一部分萃取溶剂进行第一混合，得到稀释油料I；
所述第一换热器还连接所述超临界回收塔的塔顶，用于将稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，得到第一换热后稀释油料I；
所述二级混合器用于将所述第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
所述萃取塔用于将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂在亚临界状态下逆流接触并进行萃取，塔顶得到萃取相，塔底得到萃余相；
所述超临界回收塔用于将所述萃取相在超临界状态下进行相分离，塔顶得到高压萃取溶剂，塔底得到富萃取油物流；
所述富萃取油循环液泵和第三加热器将部分富萃取油物流依次进行加压、第三加热，并将得到的富萃取油循环液返回所述超临界回收塔的下部；
所述第一汽提塔连接所述超临界回收塔的塔底，用于将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂I，塔底得到萃取油。
相比现有技术，本发明具有以下优势：
(1)本发明提供的方法将劣质重油在亚临界条件进行萃取和在超临界条件下进行萃取溶剂回收，尤其将劣质重油与萃取溶剂进行分批次混合，降低劣质渣油的黏度，同时提高劣质重油的萃取效果；同时，将部分富萃取油物流经加压、第三加热后，作为循环液返回，使富萃取油物流的温度高于萃取相的进料温度，以进一步脱除富萃取油物流中溶剂含量，并将剩余部分富萃取油物流进行汽提，充分利用压力等级变化，有利于节能；
(2)本发明提供的方法还将萃余相和可选的重油浆进行汽提，有效降低了萃余油黏度，为炼厂催化裂化油浆的利用提供了出路；尤其将萃余相和重油浆进行汽提，极大降低了萃余油的黏度，明显提高了装置的稳定性和运行周期；
(3)本发明提供的方法还将高压萃取溶剂和萃取油进行换热，实现热量的循环利用，降低能耗；同时，还将汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II经处理后，返回萃取溶剂，实现原料的重复利用，降低生产成本；
(4)本发明提供的装置通过在超临界回收塔的外部设置富萃取油循环液泵和第三加热器，通过外部加压、加热的方式，降低了超临界回收塔的操作温度和压力，大大降低了溶剂回收能耗并减少了换热面积，降低投资和装置占地。
附图说明
图1是本发明提供的一种劣质重油的加工装置示意图。
附图标记说明
I-1劣质重油 I-2第一部分萃取溶剂 I-3第二部分萃取溶剂
I-4第三部分萃取溶剂 I-5萃取相 I-6萃余相
I-7加热后萃取相 I-8高压萃取溶剂 I-9富萃取油物流
I-10富萃取油循环液 I-11蒸汽 I-12汽提萃取溶剂I
I-13萃取油 I-14催化油浆 I-15轻油浆
I-16重油浆 I-17汽提萃取溶剂II I-18富萃余油物流
I-19含硫污水 I-20低压萃取溶剂 1原料泵
2高压萃取溶剂泵 3一级混合器 4二级混合器
5第一换热器 6萃取塔 7第四加热器
8第二换热器 9第三换热器 10第一加热器
11第二加热器 12超临界回收塔 13富萃取油循环液泵
14第三加热器 15第一汽提塔 16第二汽提塔
17低压空冷器 18水冷器 19分液罐
20低压萃取溶剂泵 21富萃取油物流泵 22高压空冷器
23油浆汽提塔 24重油浆泵
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。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述容器的“顶部”是指容器从上到下的0-10％；所述容器的“上部”是指容器从上到下的10-30％；所述容器的“下部”是指容器从上到下的70-90％；所述容器的“底部”是指从上到下的90-100％；所述容器的“中部”是指容器从上到下的40-60％。
本发明第一方面提供一种劣质重油的加工方法，该方法包括：
(1)将劣质重油与第一部分萃取溶剂进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相；
(3)在超临界状态下，将所述萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流；其中，将部分富萃取油物流进行加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流；
(4)将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I。
本发明的发明人研究发现：将劣质重油和部分萃取溶剂进行分批混合后，再与剩余部分萃取溶剂在亚临界状态下进行萃取，降低劣质重油黏度的同时，提高了劣质重油的萃取效率，即，提高了萃取相中萃取油(脱沥青油)的含量；尤其是，将萃取相分成两股分别经换热、加热后在超临界状态下进行相分离，并将得到的部分富萃取油物流经加压、加热后，作为富萃取油循环液返回，通过局部加压加热的方式，使富萃取油物流的温度和压力高于萃取相的进料温度和压力，降低富萃取油中溶剂含量；将剩余部分富萃取油物流进行汽提，脱除其夹带的萃取溶剂，得到萃取油；此外，将萃余相与可选的重油浆进行汽提，降低萃余相中萃余油黏度的同时，为炼厂催化裂化油浆的利用提供了出路，更提高了装置的稳定性和运行周期。
根据本发明，优选地，以所述劣质重油的含量为基准，所述劣质重油中残炭含量≥15wt％，优选为15-45wt％；所述劣质重油中沥青质含量为1-30wt％，优选为1-25wt％。
在本发明中，对所述劣质重油的种类具有较宽的选择范围，只要满足上述性能参数限定即可。优选地，所述劣质重油选自常压渣油、减压渣油、稠油、油砂、煤焦油沥青和加氢尾渣中的至少一种。
在本发明中，所述第一混合旨在将劣质重油与第一部分萃取溶剂进行混合，以降低劣质重油的黏度，提高进料分布效果，降低分布堵塞风险。优选情况下，所述第一混合在一级混合器中进行。
在本发明中，所述第一换热旨在降低高压萃取溶剂的温度和热负荷，通过第一换热提高所述稀释油料I的温度，从而提高劣质重油的萃取效果。优选情况下，所述第一换热在第一换热器中进行。
在本发明中，所述第二混合旨在将第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行混合，进一步提高劣质重油的萃取效果。优选情况下，所述第二混合在二级混合器中进行。
在本发明中，没有特殊情况下，所述萃取溶剂是指将所述劣质重油中萃取油和萃余油进行分离的溶剂。
根据本发明，优选地，所述萃取溶剂与劣质重油的重量比为1.5-4：1，优选为1.8-2.5：1，其中，所述萃取溶剂为第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂的重量之和。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第一部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.1-1：1，优选为0.2-0.5：1。这样设置旨在降低劣质重油黏度；若第一部分萃取溶剂与劣质重油的重量比＞1，会增加换热面积。
优选地，所述第二部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.1-1.5：1，优选为0.2-1：1。这样设置旨在降低劣质重油液滴大小，提高萃取分离效果；若第二部分萃取溶剂与劣质重油的重量比＞1.5，会导致抽提塔内密度差不够，沉降时间增加导致抽提塔过大。
在本发明中，对所述萃取溶剂的种类具有较宽的选择范围，只要将所述劣质重油中萃取油和萃余油进行分离即可。优选地，所述第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂各自独立地选自C4-C6烷烃中的至少一种，例如，正丁烷、异丁烷、环丁烷、正戊烷、异戊烷、辛戊烷、环戊烷、正己烷、异己烷、环己烷；优选选自C4烷烃的混合烃、C4-C5烷烃的混合烃、C5烷烃的混合烃、C5-C6烷烃的混合烃和C6烷烃的混合烃中的至少一种。
根据本发明的一种优选实施方式，所述第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂相同，均选自C4-C6烷烃中的至少一种。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述临界温度是指所述萃取溶剂的临界温度，所述临界压力是指所述萃取溶剂的临界压力。
在本发明中，对所述萃取的条件具有较宽的选择范围，只要将所述劣质重油中萃取油和萃余油进行分离即可。优选地，所述萃取的条件包括：温度低于所述萃取溶剂的临界温度1-50℃，优选为5-40℃；压力为高于所述萃取溶剂的临界压力0-2MPa，优选为0.1-1MPa。采用优选的条件，提高劣质重油萃取效率的同时，更有助于在超临界回收塔中较易实现萃取溶剂的超临界状态，劣质重油中萃余油在萃取溶剂中是不溶的。
在本发明中，没有特殊情况说明下，所述萃取相包含萃取油和萃取溶剂，所述萃余相包含萃余油和萃取溶剂。
根据本发明，优选地，所述相分离的条件包括：温度高于所述萃取溶剂的临界温度5-50℃，优选为10-35℃；压力高于所述萃取溶剂的临界压力0.5-2MPa，优选为0.5-1MPa。采用优选的条件，更有利于提高所述混合液中萃取溶剂和萃取油的分离效率。
根据本发明，优选地，在步骤(3)中，所述萃取相的进料温度高于所述萃取溶剂的临界温度5-50℃，优选为10-35℃。
在本发明中，对所述萃取相的加热方式具有较宽的选择范围，只要将所述萃取相的进料温度高于所述萃取溶剂的临界温度5-50℃即可。优选地，在所述相分离之前，将所述萃取相分为萃取相I和萃取相II，并将所述萃取相I进行第一加热，所述萃取相II进行第二加热。在本发明中，所述萃取相的进料温度取决于第一加热后萃取相I的温度和第二加热后萃取相II的温度。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述萃取相I和萃取相II的重量比为1-20：1，优选为5-15：1。
根据本发明，优选地，所述第一加热后萃取相I的温度与第二加热后萃取相II的温度相同。
在本发明中，为了降低高压萃取溶剂能耗并减少换热面积。优选地，在所述第一加热之前，将所述萃取相I与高压萃取溶剂进行第二换热。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第二换热后高压萃取溶剂的温度高于萃取温度1-20℃，优选为5-15℃。
在本发明中，为了降低萃取油的温度并减少换热面积。优选地，在所述第二加热之前，将所述萃取相II与萃取油进行第三换热。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第三换热后萃取油的温度高于萃取温度1-20℃，优选为5-15℃；在此前提下，如下游加氢装置对萃取油进料温度(界区温度)有要求，则以界区温度为准。
相比现有技术，本发明通过将部分富萃取油物流经加压和第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流，以进一步降低富萃取油物流中溶剂含量，即，通过局部加压、加热的方式，降低萃取相的进料温度，降低了高压萃取溶剂的温度和热负荷。
根据本发明，优选地，所述富萃取油循环液的温度高于所述萃取相的进料温度10-50℃，优选为20-40℃；压力高于所述混合液的进料压力0.1-1MPa，优选为0.2-0.5MPa。
在本发明中，将剩余部分萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，以脱除剩余部分萃取油物流中夹带的萃取溶剂，得到萃取油和汽提萃取溶剂I。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述部分富萃取油物流与剩余部分富萃取油物流的重量比为0.1-1：1，优选为0.5-1：1。
在本发明中，对所述第一汽提的条件具有较宽的选择范围。优选地，所述第一汽提的条件包括：温度为230-280℃，优选为240-260℃；压力为0.3-0.9MPa，优选为0.4-0.8MPa。采用优选的条件，充分利用压力等级变化，更有利于节能。
根据本发明，优选地，该方法还包括：将步骤(2)中所述萃余相和可选的重油浆混合并进行第二汽提，得到富萃余油物流和汽提萃取溶剂II。
根据本发明的一种优选实施方式，将步骤(2)中所述萃余相和重油浆混合并进行第二汽提，得到富萃余油物流和汽提萃取溶剂II。采用重油浆有效降低萃余油的黏度，并提高装置的稳定性和运行周期。
根据本发明，优选地，所述第二汽提的条件包括：温度为240-320℃，优选为260-290℃；压力为0.3-0.9MPa，优选为0.4-0.8MPa。采用优选的条件，充分利用压力等级变化，更有利于节能。
根据本发明的一种优选实施方式，在所述第二汽提之前，将所述萃余相进行第四加热。优选地，所述第四加热后萃余相的温度为240-320℃，优选为260-290℃。在降低萃余相中萃余油黏度的同时防止温度过高导致结焦。
根据本发明，优选地，将部分富萃余油物流返回并混入所述富萃余油物流。这样设置能够防止重油浆的催化剂固体颗粒在第二汽提塔塔底沉积堵塞，提高装置的运行周期。
进一步优选地，将剩余部分富萃余油物流进入下游装置，所述下游装置优选选自焦化装置和/或气化装置，更优选为气化装置。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述部分富萃余油物流和剩余部分富萃余油物流的重量比为0.1-1：1，优选0.5-1：1。
在本发明中，对所述重油浆的来源具有较宽的选择范围。优选地，所述重油浆由催化油浆经油浆汽提所得。
根据本发明，优选地，所述油浆汽提的条件包括：240-320℃，优选为260-290℃；压力为0.3-0.9MPa，优选为0.4-0.8MPa。其中，油浆汽提温度应稍高于第二汽提温度，防止油浆污染溶剂，但不应高于300℃以防止油浆结焦。
根据本发明，优选地，该方法还包括：将所述汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II混合并依次进行空冷、水冷和分液后，得到低压萃取溶剂；进一步优选地，将所述低压萃取溶剂返回并混入所述萃取溶剂。
优选地，将所述第一换热后高压萃取溶剂和第二换热后高压萃取溶剂各自独立地返回并混入所述萃取溶剂。
根据本发明一种特别优选的实施方式，该方法包括：
(1)将劣质重油与第一部分萃取溶剂进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相；
(3)在超临界状态下，将所述萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流，其中，将部分富萃取油物流进行加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流；
(4)将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I；
(5)将步骤(2)中所述萃余相和可选的重油浆混合后，与蒸汽进行第二汽提，得到富萃余油物流和汽提萃取溶剂II。
本发明第二方面提供一种劣质重油的加工装置，该装置包括：依次连通的一级混合器、第一换热器、二级混合器、萃取塔、超临界回收塔和第一汽提塔；所述超临界回收塔的塔底依次连接富萃取油循环液泵和第三加热器，且所述第三加热器连接所述超临界回收塔的下部；
其中，所述一级混合器用于将重油和第一部分萃取溶剂进行第一混合，得到稀释油料I；
所述第一换热器还连接所述超临界回收塔的塔顶，用于将稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，得到第一换热后稀释油料I；
所述二级混合器用于将所述第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
所述萃取塔用于将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂在亚临界状态下逆流接触并进行萃取，塔顶得到萃取相，塔底得到萃余相；
所述超临界回收塔用于将所述萃取相在超临界状态下进行相分离，塔顶得到高压萃取溶剂，塔底得到富萃取油物流；
所述富萃取油循环液泵和第三加热器将部分富萃取油物流依次进行加压、第三加热，并将得到的富萃取油循环液返回所述超临界回收塔的下部；
所述第一汽提塔连接所述超临界回收塔的塔底，用于将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂I，塔底得到萃取油。
根据本发明，优选地，所述萃取塔的内部从上到下依次设置有第一填料段、上分布器、第二填料段和下分布器。
根据本发明，优选地，所述第一填料段用于将所述萃取相中非理想组分进行沉降分离。其中，所述非理想组分选自沥青质、胶质和稠环化合物中的至少一种。
根据本发明，优选地，所述上分布器用于将所述稀释油料II进行向下分布。
根据本发明，优选地，所述第二填料段用于将所述劣质重油与萃取溶剂逆流接触并进行萃取。即，使劣质重油液滴充分破碎并与萃取溶剂充分传质。
根据本发明，优选地，所述下分布器用于将所述第三部分萃取溶剂进行向上分布。
根据本发明的一种优选的结构，所述萃取塔的内部设置有第一填料段、上分布器、第二填料段和下分布器，其中，所述上分布器设置于所述萃取塔的中上部，所述下分布器设置于所述萃取塔的下部，所述第一填料段设置于所述上分布器和萃取塔塔顶之间，所述第二填料段设置于所述上分布器和下分布器之间。
根据本发明，优选地，所述超临界回收塔的内部从上到下依次设置有第三填料段、进料分布器和富萃取油循环液分布器。
根据本发明，优选地，所述第三填料段用于将所述高压萃取溶剂中由于溶剂溶解度降低而析出的萃取油进行沉降分离。
根据本发明的一种优选的结构，所述超临界回收塔的内部设置有第三填料段、进料分布器和富萃取油循环液分布器，其中，所述进料分布器设置于所述超临界回收塔的中部，所述富萃取油循环液分布器设置于所述超临界回收塔的下部，所述第三填料段设置于所述进料分布器之上，即，所述超临界回收塔的上部。
根据本发明，优选地，所述装置还包括：第一加热器和第二加热器。进一步优选地，所述第一加热器和第二加热器各自独立地连接所述萃取塔的塔顶和超临界回收塔，用于将所述萃取相分为萃取相I和萃取相II，并将所述萃取相I进行第一加热，所述萃取相II进行第二加热。
根据本发明，优选地，所述装置还包括：第二换热器和第三换热器。进一步优选地，所述第二换热器连接所述萃取塔的塔顶和超临界回收塔的塔顶，用于将所述萃取相I和高压萃取溶剂进行第二换热，得到第二换热后萃取相I。
更优选地，所述第二换热器还连接所述第一加热器的入口，用于将所述第二换热后萃取相I进行第一加热。
进一步优选地，所述第三换热器连接所述萃取塔的塔顶和第一汽提塔的塔底，用于将所述萃取相II和萃取油进行第三换热，得到第三换热后萃取相II。
更优选地，所述第三换热器还连接所述第二加热器的入口，用于将所述第三换热后萃取相II进行第二加热。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第一换热器还连接所述一级混合器、二级混合器和萃取塔，用于将所述第一换热后高压萃取溶剂进行循环。
在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第二换热器还连接所述一级混合器、二级混合器和萃取塔，用于将所述第二换热后高压萃取溶剂进行循环。
根据本发明，优选地，该装置还包括：第二汽提塔。进一步优选地，所述第二汽提塔连接所述萃取塔的塔底，用于将所述萃余相和可选的重油浆混合后再与蒸汽进行第二汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂II，塔底得到富萃余油物流。更优选地，所述第二汽提塔的塔底连接所述第二汽提塔的下部，用于将部分富萃余油物流进行循环。
根据本发明，优选地，该装置还包括第四加热器，所述第四加热器连接所述萃取塔的塔底和第二汽提塔，用于将所述萃余相进行第四加热，并将得到的所述第四加热后萃余相和可选的重油浆混合后，再与蒸汽进行第二汽提。
根据本发明，优选地，该装置还包括：油浆汽提塔。进一步优选地，所述油浆汽提塔连接所述第二汽提塔的上部和下部，用于将催化油浆进行油浆汽提得到的重油浆与萃余相混合后，再与蒸汽进行第二汽提。
根据本发明，优选地，该装置还包括：低压空冷器、水冷器、分液罐。
进一步优选地，所述低压空冷器分别连接所述第一汽提塔和第二汽提塔的塔顶，用于将所述汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II各自独立地进行冷却冷凝。
进一步优选地，所述水冷器连接所述低压空冷器的出口，用于将所述冷却冷凝的汽提萃取溶剂进行水冷。其中，所述汽提萃取溶剂为汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II。
进一步优选地，所述分液罐连接所述水冷器的出口，用于将所述水冷后汽提萃取溶剂进行分液，得到低压萃取溶剂和含硫污水。
进一步优选地，所述分液罐的低压萃取溶剂出口连接所述一级混合器、二级混合器和萃取塔，用于将所述低压萃取溶剂返回并混入所述萃取溶剂。
根据本发明一种优选的劣质重油的加工装置，如图1所示，该装置包括：依次连通的一级混合器3、第一换热器5、二级混合器4、萃取塔6、超临界回收塔12、第一汽提塔15和第二汽提塔16；所述超临界回收塔12的底部依次连接富萃取油循环液泵13和第三加热器14，且所述第三加热器14连接所述超临界回收塔12的下部；
其中，所述一级混合器3用于将重油I-1和第一部分萃取溶剂I-2进行第一混合，得到稀释油料I；所述第一换热器5用于将稀释油料I进行第一换热，得到第一换热后稀释油料I；所述二级混合器4用于将所述第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂I-3进行第二混合，得到稀释油料II；所述萃取塔6用于将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂I-4在亚临界状态下逆流接触并进行萃取，塔顶得到萃取相I-5，塔底得到萃余相I-6；所述超临界回收塔12用于将所述萃取相I-5在超临界状态下进行相分离，塔顶得到高压萃取溶剂I-8，塔底得到富萃取油物流I-9；所述富萃取油循环液泵13和第三加热器14将部分富萃取油物流依次进行加压、第三加热，并将得到的富萃取油循环液I-10返回所述超临界回收塔12的下部；所述第一汽提塔15连接所述超临界回收塔12的塔底，用于将剩余部分富萃取油物流和蒸汽I-11进行第一汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂I I-12，塔底得到萃取油I-13；所述第二汽提塔16连接所述萃取塔6的塔底，用于将所述萃余相I-6和重油浆I-16混合后再与蒸汽I-11进行第二汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂II I-17，塔底得到富萃余油物流I-18；所述第二汽提塔16的塔底连接所述第二汽提塔16的下部，用于将部分富萃余油物流进行循环；
其中，所述萃取塔的内部从上到下依次设置有第一填料段、上分布器、第二填料段和下分布器；所述超临界回收塔的内部从上到下依次设置有第三填料段、进料分布器和富萃取油循环液分布器；
该装置还包括：第一加热器10和第二加热器11；所述第一加热器10和第二加热器11各自独立地连接所述萃取塔6的塔顶和超临界回收塔12，用于将所述萃取相I-5分为萃取相I和萃取相II，并将所述萃取相I进行第一加热，所述萃取相II进行第二加热；
该装置还包括：第二换热器8和第三换热器9，所述第二换热器8连接所述萃取塔6的塔顶和超临界回收塔12的塔顶，用于将所述萃取相I和高压萃取溶剂I-8进行第二换热，得到第二换热后萃取相I；所述第二换热器8还连接所述第一加热器10的入口，用于将所述第二换热后萃取相I进行第一加热；所述第三换热器9连接所述萃取塔6的塔顶和第一汽提塔12的塔底，用于将所述萃取相II和萃取油I-13进行第三换热，得到第三换热后萃取相II；所述第三换热器9还连接所述第二加热器11的入口，用于将所述第三换热后萃取相II进行第二加热；所述第一换热器5还连接所述一级混合器3、二级混合器4和萃取塔6，用于将所述第一换热后高压萃取溶剂进行循环；所述第二换热器8还连接所述一级混合器3、二级混合器4和萃取塔6，用于将所述第二换热后高压萃取溶剂进行循环；
该装置还包括：第四加热器7；所述第四加热器7连接所述萃取塔6的塔底和第二汽提塔16，用于将所述萃余相I-6进行第四加热，并将得到的所述第四加热后萃余相和可选的重油浆I-16混合后，再与蒸汽I-11进行第二汽提；
该装置还包括：油浆汽提塔23；所述油浆汽提塔23连接所述第二汽提塔16的上部和下部，用于将催化油浆I-14进行油浆汽提得到的重油浆I-15与萃余相I-6混合后，再与蒸汽进行第二汽提；
该装置还包括：低压空冷器17、水冷器18、分液罐19；所述低压空冷器17分别连接所述第一汽提塔15和第二汽提塔16的塔顶，用于将所述汽提萃取溶剂I I-12和汽提萃取溶剂II I-17各自独立地进行冷却冷凝；所述水冷器18连接所述低压空冷器17的出口，用于将所述冷却冷凝的汽提萃取溶剂进行水冷；所述分液罐19连接所述水冷器18的出口，用于将所述水冷后汽提萃取溶剂进行分液，得到低压萃取溶剂I-20和含硫污水I-19；所述分液罐19的低压萃取溶剂出口连接所述一级混合器3、二级混合器4和萃取塔6，用于将低压萃取溶剂I-20返回并混入所述萃取溶剂。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
实施例1
劣质重油的加工装置，如图1所示，处理量为160万吨/年，年操作时间8400h。
劣质重油的加工方法，该方法包括：
(1)将劣质重油(渣油A，性质见表1)和第一部分萃取溶剂(正丁烷，临界温度152℃，临界压力为3.8MPa)以1:0.25的重量比进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II，其中，所述换热后稀释油料I中劣质重油与第二部分萃取溶剂的重量比为1:0.25；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相，其中，所述萃取的条件包括：温度为110℃，压力为4.5MPa，并将所述萃取相分为萃取相I和萃取相II，其中，萃取相I和萃取相II的重量比为10.1:1，所述换热后稀释油料II中劣质重油与第三部分萃取溶剂的重量比为1:2；
将所述萃取相I与高压萃取溶剂(从190℃换热降温至125℃)进行第二换热后，再进行第一加热，得到第一加热后萃取相I，温度为185℃；
将所述萃取相II与萃取油(从210℃换热降温至165℃)进行第三换热后，再进行第二加热，得到加热后萃取相II，温度为185℃；
(3)在超临界状态下，将含第一加热后萃取相I和第二加热后萃取相II的混合液进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流，其中，混合液的温度为185℃，所述相分离的条件包括：温度为190℃，压力为4.0MPa；
将部分富萃取油物流经加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流，其中，富萃取油物流的温度为220℃，溶剂含量为25wt％；部分富萃取油物流和剩余部分富萃取油物流的重量比为1:1；
(4)将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I，其中，第一汽提的条件包括：温度为210℃，压力为0.6MPa；
(5)将萃余相加热至260℃后与蒸汽进行第二汽提，得到萃余油和汽提萃取溶剂II，其中，第二汽提的条件包括：温度为260℃，压力为0.6MPa，并将所述萃余油不降温直接送入下游气化装置。
其中，实施例1制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表1。
对比例1
按照现有的方法，即采用亚临界抽提-超临界溶剂回收的方法。
劣质重油的加工装置，与图1的不同在于：萃取塔塔顶萃取相不分为两股物流，萃取相与超临界回收塔塔顶的高压萃取溶剂换热，第一汽提塔塔底的萃取油与萃取塔塔底的萃余相换热降温至165℃后出装置；处理量为160万吨/年，年操作时间8400h。
劣质重油的加工方法，该方法包括：
(1)将劣质重油(渣油A，性质见表1)和第一部分萃取溶剂(正丁烷，临界温度152℃，临界压力为3.8MPa)以1:0.25的重量比进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II，其中，所述换热后稀释油料I中劣质重油与第二部分萃取溶剂的重量比为1:0.25；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相，其中，所述萃取的条件包括：温度为110℃，压力为4.5MPa，所述换热后稀释油料II中劣质重油与第三部分萃取溶剂的重量比为1:2；
将所述萃取相与高压萃取溶剂(从190℃换热降温至125℃)进行第二换热后，再进行加热，得到加热后萃取相，温度为185℃；
(3)在超临界状态下，将加热后萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流，其中，所述相分离的条件包括：温度为220℃，压力为4.0MPa，富萃取油物流中溶剂含量为25wt％；
(4)将富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I，其中，第一汽提的条件包括：温度为210℃，压力为0.6MPa；
(5)将换热后的萃余相加热至260℃后与蒸汽进行第二汽提，得到萃余油和汽提萃取溶剂II，其中，第二汽提的条件包括：温度为260℃，压力为0.6MPa，并将所述萃余油不降温直接送入下游气化装置。
其中，对比例1制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表1。
实施例2
劣质重油的加工装置，如图1所示，处理量为200万吨/年，年操作时间8400h。
劣质重油的加工方法，该方法包括：
(1)将劣质重油(渣油B，性质见表2)和第一部分萃取溶剂(正戊烷，临界温度为196.5℃，临界压力为3.38MPa)以1:0.2的重量比进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II，其中，所述换热后稀释油料I中劣质重油与第二部分萃取溶剂的重量比为1:0.3；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相，其中，所述萃取的条件包括：温度为170℃，压力为4.5MPa，并将所述萃取相分为萃取相I和萃取相II，其中萃取I和萃取相II的重量比为5.5:1，所述换热后稀释油料II中劣质重油与第三部分萃取溶剂的重量比为1:2；
将所述萃取相I与高压萃取溶剂(从225℃换热降温至185℃)进行第二换热后，再进行第一加热，得到第一加热后萃取相I，温度为220℃；
将所述萃取相II与萃取油(从230℃换热降温至185℃，再冷却至165℃)进行第三换热后，再进行第二加热，得到加热后萃取相II，温度为220℃；
(3)在超临界状态下，将含第一加热后萃取相I和第二加热后萃取相II的混合液进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流，其中，混合液的温度为220℃，所述相分离的条件包括：温度为225℃，压力为4.0MPa；
将部分富萃取油物流经加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回并混入所述富萃取油物流，其中，富萃取油物流的温度为240℃，溶剂含量为30wt％；部分富萃取油物流和剩余部分富萃取油物流的重量比为1:1；
(4)将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I，其中，第一汽提的条件包括：温度为230℃，压力为0.3MPa；
(5)将催化油浆(性质见表2)进行油浆汽提(温度为300℃，压力为0.4MPa)，并将得到的重油浆与加热至300℃的萃余相混合后，再与蒸汽进行第二汽提，得到萃余油和汽提萃取溶剂II，其中，第二汽提的条件包括：温度为300℃，压力为0.6MPa，并将所述萃余油不降温直接送入下游气化装置。
其中，实施例2制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表2。
对比例2
按照现有的方法，即采用亚临界抽提-超临界溶剂回收的方法。
劣质重油的加工装置，与图1的不同在于：萃取塔塔顶萃取相不分为两股物流，萃取相与超临界回收塔塔顶的高压萃取溶剂换热，第一汽提塔塔底的萃取油与萃取塔塔底的萃余相换热降温，因萃取油量较大，受限于最小换热温差(15℃)，只能换热降温至214℃后再经空冷器冷却至165℃出装置；处理量为200万吨/年，年操作时间8400h。
劣质重油的加工方法，该方法包括：
(1)将劣质重油(渣油B，性质见表2)和第一部分萃取溶剂(正戊烷，临界温度为196.5℃，临界压力为3.38MPa)以1:0.2的重量比进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II，其中，所述换热后稀释油料I中劣质重油与第二部分萃取溶剂的重量比为1:0.3；
(2)在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相，其中，所述萃取的条件包括：温度为170℃，压力为4MPa，所述换热后稀释油料II中劣质重油与第三部分萃取溶剂的重量比为1:2；
将所述萃取相与高压萃取溶剂(从240℃换热降温至185℃)进行第二换热后，再进行加热，得到加热后萃取相，温度为220℃；
(3)在超临界状态下，将加热后萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流，其中，所述相分离的条件包括：温度为240℃，压力为4.5MPa，富萃取油物流中溶剂含量为30wt％；
(4)将富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I，其中，第一汽提的条件包括：温度为230℃，压力为0.6MPa；
(5)将催化油浆(性质见表2)进行油浆汽提(温度为300℃，压力为0.4MPa)，并将得到的重油浆与萃余相混合后，与蒸汽进行第二汽提，得到萃余油和汽提萃取溶剂II，其中，第二汽提的条件包括：温度为300℃，压力为0.6MPa，并将所述萃余油不降温直接送入下游气化装置。
其中，对比例2制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表2。
实施例3
按照实施例1的方式，不同的是，在劣质重油的加工方法中，将步骤(2)中萃取温度替换为140℃，所述萃取相I与高压萃取溶剂(高压萃取溶剂从190℃换热降温至155℃)进行第二换热，其余步骤相同。
其中，实施例3制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表3。
实施例4
按照实施例1的方法，不同的的是，将步骤(2)中萃取相I和萃取相II的重量比替换为17:1，其余步骤相同。
因萃取相II流量较小，萃取油热负荷过剩，萃取相II换热升温至185℃后，萃取油只能换热降温至176.5℃后再经空冷器冷却至165℃出装置；
其中，实施例4制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表3。
实施例5
按照实施例1的方法，不同的是，将步骤(3)中部分富萃取油物流与剩余部分富萃取油物流的重量比替换为0.5:1，因加压加热的富萃取油物流量减少，富萃取油物流的温度为210℃，溶剂含量为30wt％，进第一汽提塔前须经导热油加热至220℃，其余步骤相同。
其中，实施例5制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表3。
实施例6
按照实施例1的方式，不同的是，步骤(2)中萃取温度为140℃，所述换热后稀释油料II中劣质重油与第三部分萃取溶剂的重量比为1:3.2；所述萃取相I与高压萃取溶剂(从190℃换热降温至155℃)进行第二换热，其余步骤相同。
其中，实施例6制得的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的性能参数见表3。
对比例3
按照CN107177373A公开的方法，将实施例1限定的渣油A进行加工，得到的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的参数列于表3。
对比例4
按照CN107177373A公开的方法，将实施例2限定的渣油B和催化油浆进行加工，得到的萃取油(脱沥青油)和萃余油(脱油沥青)的参数列于表3。
表1
注：脱油沥青馏程为流程模拟馏程切割数据。
表2
注：脱油沥青馏程为流程模拟馏程切割数据。
通过比较表1中实施例1和对比例1的数据可知，采用本发明的方法，在产品质量和收率相当的情况下，加热器总热负荷降低了1810kW，换热器总热负荷降低了10210kW，降低了换热面积和能耗从而减少投资和设备占地。
通过比较表2中实施例2和对比例2的数据可知，采用本发明的方法，在产品质量和收率相当的情况下，充分利用了物流热量，加热器总热负荷降低了4403kW，换热器总热负荷降低了4120kW，降低了换热面积和能耗从而减少投资和设备占地；尤其是，将萃余相和重油浆混合后再进行汽提，有效将萃余油在300℃动力黏度从1640mPa·s降低至47mPa·s，可以将装置在劣质渣油高达79％脱沥青油收率条件下，运行周期延长至5年以上，并解决了炼厂催化裂化油浆的固体颗粒分离和出路问题。
表3
注：脱油沥青馏程为流程模拟馏程切割数据。
续表3
注：脱油沥青馏程为流程模拟馏程切割数据。
通过比较表3中实施例3和表1中实施例1的数据可知，提高萃取温度后脱沥青油收率降低，实施例3中萃取温度和溶剂回收温度之间的温差比实施例1低，所需换热器总热负荷降低了20183kW；实施例3中脱油沥青收率增加，萃余相中溶剂量绝对值比实施例1高，更多的溶剂通过第二汽提回收，加热器总热负荷增加了5117kW。
通过比较表3中实施例4和表1中实施例1的数据可知，因实施例4中萃取相II流量较小，萃取油热量未能得到充分利用，导致实施例4加热器总热负荷增加940kW。
通过比较表3中实施例5和表1中实施例1的数据可知，因实施例5中加压加热的富萃取油物流量减少，富萃取油物流的温度降为210℃，溶剂含量增加为30wt％，导致实施例5中加热器总热负荷相对实施例1增加了1401kW，回收溶剂量减少导致换热器总热负荷相对实施例1减少1065kW。
通过比较表3中实施例6和表1中实施例1的数据可知，因实施例6中采用更大的溶剂比，脱沥青油收率相对实施例3有所增加，但加热器总热负荷相对实施例1增加了10191kW，所需换热器总热负荷相对实施例1降低了8889kW。
通过比较表3中对比例3和表1中实施例1的数据可知，对比例3相比对比例1所需加热器总热负荷有所降低，但仍然比实施例1高1600kW，所需加热器总热负荷相对实施例1增加10210kW。
通过比较表2中实施例2、对比例2和表3中对比例4的数据可知，对比例4相比对比例2所需加热器总热负荷有所降低，但仍然比实施例2高4342kW，所需加热器总热负荷相比实施例2增加4120kW；而且萃余油和油浆混合液在300℃动力黏度仍高达1554mPa·s，仍未解决萃余油第二汽提塔的稳定运行和萃余油的输送问题。
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 (16)
1.一种劣质重油的加工方法，其特征在于，该方法包括以下步骤：
（1）将劣质重油与第一部分萃取溶剂进行第一混合，并将得到的稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，并将得到的第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
（2）在亚临界状态下，将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂逆流接触并进行萃取，得到萃取相和萃余相；
（3）在超临界状态下，将所述萃取相进行相分离，得到高压萃取溶剂和富萃取油物流；其中，将部分富萃取油物流进行加压、第三加热后，作为富萃取油循环液返回超临界回收塔的下部；
（4）将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，得到萃取油和汽提萃取溶剂I；
（5）将所述萃余相和重油浆混合后，与蒸汽进行第二汽提，得到富萃余油物流和汽提萃取溶剂II；
其中，在所述相分离之前，将所述萃取相分为重量比为5-15：1的萃取相I和萃取相II，并将所述萃取相I进行第一加热，所述萃取相II进行第二加热；在所述第一加热之前，将所述萃取相I与高压萃取溶剂进行第二换热；在所述第二加热之前，将所述萃取相II与萃取油进行第三换热；
其中，萃取溶剂与所述劣质重油的重量比为1.5-4：1，所述萃取溶剂为所述第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂的重量之和。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述劣质重油的含量为基准，所述劣质重油中残炭含量≥15wt%；所述劣质重油中沥青质含量为1-30wt%；
和/或，所述劣质重油选自常压渣油、减压渣油、稠油、油砂、煤焦油沥青和渣油加氢尾渣中的至少一种；
和/或，所述萃取溶剂与劣质重油的重量比为1.8-2.5：1；
和/或，所述第一部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.1-1：1；
和/或，所述第二部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.1-1.5：1；
和/或，所述第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂各自独立地选自C4-C6烷烃中的至少一种。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，以所述劣质重油的含量为基准，所述劣质重油中残炭含量为15-45wt%；所述劣质重油中沥青质含量为1-25wt%；
和/或，所述第一部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.2-0.5：1；
和/或，所述第二部分萃取溶剂与劣质重油的重量比为0.2-1：1；
和/或，所述第一部分萃取溶剂、第二部分萃取溶剂和第三部分萃取溶剂各自独立地选自C4烷烃的混合烃、C4-C5烷烃的混合烃、C5烷烃的混合烃、C5-C6烷烃的混合烃和C6烷烃的混合烃中的至少一种。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述萃取的条件包括：温度低于所述萃取溶剂的临界温度1-50℃；压力为高于所述萃取溶剂的临界压力0-2MPa；
和/或，所述相分离的条件包括：温度高于所述萃取溶剂的临界温度5-50℃；压力高于所述萃取溶剂的临界压力0.5-2MPa。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述萃取的条件包括：温度低于所述萃取溶剂的临界温度为5-40℃；压力为高于所述萃取溶剂的临界压力为0.1-1MPa；
和/或，所述相分离的条件包括：温度高于所述萃取溶剂的临界温度为10-35℃；压力高于所述萃取溶剂的临界压力为0.5-1MPa。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，在步骤（3）中，所述萃取相的进料温度高于所述萃取溶剂的临界温度5-50℃；
和/或，所述第一加热后萃取相I的温度与第二加热后萃取相II的温度相同。
7.根据权利要求6所述的所述的方法，其中，在步骤（3）中，所述萃取相的进料温度高于所述萃取溶剂的临界温度10-35℃。
8.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述富萃取油循环液的温度高于所述萃取相的进料温度10-50℃；压力高于所述萃取相的进料压力0.1-1MPa；
和/或，所述部分富萃取油物流与剩余部分富萃取油物流的重量比为0.1-1：1；
和/或，所述第一汽提的条件包括：温度为230-280℃；压力为0.3-0.9MPa。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述富萃取油循环液的温度高于所述萃取相的进料温度20-40℃；压力高于所述萃取相的进料压力0.2-0.5MPa；
和/或，所述部分富萃取油物流与剩余部分富萃取油物流的重量比为0.5-1：1；
和/或，所述第一汽提的条件包括：温度为240-260℃；压力为0.4-0.8MPa。
10.根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述第二汽提的条件包括：温度为240-320℃；压力为0.3-0.9MPa；
和/或，在所述第二汽提之前，将所述萃余相进行第四加热；
和/或，将部分富萃余油物流返回第二汽提塔；
和/或，将剩余部分富萃余油物流进入下游装置，所述下游装置选自焦化装置和/或气化装置；
和/或，所述部分富萃余油物流和剩余部分富萃余油物流的重量比为0.1-1：1；
和/或，所述重油浆由催化油浆经油浆汽提所得。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述第二汽提的条件包括：温度为260-290℃；压力为0.4-0.8MPa；
和/或，所述部分富萃余油物流和剩余部分富萃余油物流的重量比为0.5-1：1。
12.根据权利要求10所述的方法，其中，该方法还包括：将所述汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II混合并依次进行空冷、水冷和分液后，得到低压萃取溶剂；将所述低压萃取溶剂返回并混入所述萃取溶剂；
和/或，将所述第一换热后高压萃取溶剂和第二换热后高压萃取溶剂各自独立地返回并混入所述萃取溶剂。
13.一种劣质重油的加工装置，其特征在于，该装置包括：依次连通的一级混合器、第一换热器、二级混合器、萃取塔、超临界回收塔和第一汽提塔；所述超临界回收塔的塔底依次连接富萃取油循环液泵和第三加热器，且所述第三加热器连接所述超临界回收塔的下部；该装置还包括：第一加热器、第二加热器、第二换热器、第三换热器和第二汽提塔；
其中，所述一级混合器用于将重油和第一部分萃取溶剂进行第一混合，得到稀释油料I；
所述第一换热器还连接所述超临界回收塔的塔顶，用于将稀释油料I与高压萃取溶剂进行第一换热，得到第一换热后稀释油料I；
所述二级混合器用于将所述第一换热后稀释油料I与第二部分萃取溶剂进行第二混合，得到稀释油料II；
所述萃取塔用于将所述稀释油料II和第三部分萃取溶剂在亚临界状态下逆流接触并进行萃取，塔顶得到萃取相，塔底得到萃余相；
所述超临界回收塔用于将所述萃取相在超临界状态下进行相分离，塔顶得到高压萃取溶剂，塔底得到富萃取油物流；
所述富萃取油循环液泵和第三加热器将部分富萃取油物流依次进行加压、第三加热，并将得到的富萃取油循环液返回所述超临界回收塔的下部；
所述第一汽提塔连接所述超临界回收塔的塔底，用于将剩余部分富萃取油物流和蒸汽进行第一汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂I，塔底得到萃取油；
所述第一加热器和第二加热器各自独立地连接所述萃取塔的塔顶和超临界回收塔，用于将所述萃取相分为萃取相I和萃取相II，并将所述萃取相I进行第一加热，所述萃取相II进行第二加热；
所述第二换热器连接所述萃取塔的塔顶和超临界回收塔的塔顶，用于将所述萃取相I和高压萃取溶剂进行第二换热，得到第二换热后萃取相I；所述第二换热器还连接所述第一加热器的入口，用于将所述第二换热后萃取相I进行第一加热；
所述第三换热器连接所述萃取塔的塔顶和第一汽提塔的塔底，用于将所述萃取相II和萃取油进行第三换热，得到第三换热后萃取相II；所述第三换热器还连接所述第二加热器的入口，用于将所述第三换热后萃取相II进行第二加热；
所述第二汽提塔连接所述萃取塔的塔底，用于将所述萃余相和重油浆混合后再与蒸汽进行第二汽提，塔顶得到汽提萃取溶剂II，塔底得到富萃余油物流。
14.根据权利要求13所述的装置，其中，所述萃取塔的内部从上到下依次设置有第一填料段、上分布器、第二填料段和下分布器；
其中，所述第一填料段用于将所述萃取相中非理想组分进行沉降分离；
所述上分布器用于将所述稀释油料II进行向下分布；
所述第二填料段用于将所述劣质重油与萃取溶剂逆流接触并进行萃取；
所述下分布器用于将所述第三部分萃取溶剂进行向上分布；
和/或，所述超临界回收塔的内部从上到下依次设置有第三填料段、进料分布器和富萃取油循环液分布器；
所述第三填料段用于将所述高压萃取溶剂中由于溶剂溶解度降低而析出的萃取油进行沉降分离。
15.根据权利要求13或14所述的装置，其中，所述第二汽提塔的塔底连接所述第二汽提塔的下部，用于将部分富萃余油物流进行循环；
和/或，该装置还包括第四加热器；所述第四加热器连接所述萃取塔的塔底和第二汽提塔，用于将所述萃余相进行第四加热，并将得到的所述第四加热后萃余相和重油浆混合后，再与蒸汽进行第二汽提；
和/或，该装置还包括：油浆汽提塔；所述油浆汽提塔连接所述第二汽提塔的上部和下部，用于将催化油浆进行油浆汽提得到的重油浆与萃余相混合后，再与蒸汽进行第二汽提。
16.根据权利要求15所述的装置，其中，该装置还包括：低压空冷器、水冷器、分液罐；
所述低压空冷器分别连接所述第一汽提塔和第二汽提塔的塔顶，用于将所述汽提萃取溶剂I和汽提萃取溶剂II各自独立地进行冷却冷凝；
所述水冷器连接所述低压空冷器的出口，用于将所述冷却冷凝的汽提萃取溶剂进行水冷；
所述分液罐连接所述水冷器的出口，用于将所述水冷后汽提萃取溶剂进行分液，得到低压萃取溶剂和含硫污水；
所述分液罐的低压萃取溶剂出口连接所述一级混合器、二级混合器和萃取塔，用于将所述低压萃取溶剂返回并混入所述萃取溶剂。
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| PB01 | Publication | ||
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| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
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| GR01 | Patent grant | ||
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