CN116064093A - 一种重质烃裂解生产烯烃的方法和系统 - Google Patents

Abstract

本公开涉及一种重质烃裂解生产烯烃的方法及系统，该方法包括如下步骤：S1、进入气液分离器进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；并且在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器与第一气相物料逆流接触，以使所述气相物料中携带的重质组分被洗涤或冷凝，得到第二气相物料；S2、使所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。上述技术方案可以实现通过较短的流程、较小的能耗，更大程度的生产烯烃。

Description

一种重质烃裂解生产烯烃的方法和系统

技术领域

本公开涉及石油化工技术领域，具体地，涉及一种重质烃裂解生产烯烃的方法和系统。

背景技术

随着经济的发展，低碳烯烃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，但目前还无法满足日益增长的生产需求。2019年乙烯产能超过3000万吨，与2018年相比增加了15％以上，然而2019年乙烯的当量需求超过4500万吨，仍然不能满足市场的需求。加之近年来受廉价原料以及煤化工工艺冲击，传统的石脑油线路制备低碳烯烃的工艺出现了原料成本高、竞争性缺失的问题，因此为了应对市场竞争的冲击，拓展乙烯裂解装置的原料来源，以原油作为蒸汽裂解的原料，降低原料成本，摆脱原料品种的制约，提高生产灵活性，成为了传统乙烯企业降本增效的有效手段。

与传统的裂解原料相比，原油用作蒸汽裂解炉原料时，存在终馏点高(大于540℃)、胶质含量高，不易汽化以及易造成结焦等问题，因此在裂解炉的设计以及生产工艺流程上需要做相应的处理与改进以适用原油的特性。

CN111196936A公开了一种重质烃裂解生产烯烃的组合加工方法及装置，其先采用脱盐脱水等前处理脱除杂质，然后送入乙烯裂解对流段进行加热，加热后的进料送入气液分离器中，分出较轻的柴油以及更轻的组分送入对流段以及辐射段，进行蒸汽裂解反应以产生烯烃。而气液分离器出来的液相含常压渣油等组分，送入加氢单元进一步处理后返回回到对流段及辐射段。该方法中直接将预热后的原油送到气液分离器，受预热温度的限制，第一部分直接闪蒸后的组分较少，为了提高原油的利用率，把重组分都进行加氢后再进行气液分离，分离后的气相进一步分离出轻石脑油作为乙烯裂解原料送入乙烯裂解炉，分离出的重石脑油、煤油等不适合裂解的组分作为副产品送出，而液相进裂解，组分太重，存在结焦的问题，且流程太复杂。

CN100587030A公开了一种进料或裂化含有非挥发性烃的重质烃原料的方法，其包括：加热重质烃原料，将所述重质烃原料与流体和/或第一稀释蒸汽物流混合以形成一种混合物，闪蒸所述混合物以形成蒸气相和液相，并按照所述方法的至少一种选择的操作参数，例如进入闪蒸槽之前的闪蒸物流的温度，来改变与所述重质烃原料混合的流体和/或第一稀释蒸汽物流的量。CN100564484A公开了一种裂解重质烃的方法，其包括加热重质烃原料，将该重质烃原料与流体和/或一次稀释蒸汽料流混合形成混合物，闪蒸该混合物形成蒸气相和液相，分离和裂解该蒸气相，并在转移管路交换器中冷却产品排出物，其中与重质烃原料混合的流体和/或一次稀释蒸汽料流的量将根据该方法的至少一种选择的操作参数(如在进入闪蒸/分离器容器之前闪蒸料流的温度)而变化。CN102057018A公开了一种用于裂解液体烃原料的方法和设备使用气-液分离器来处理经加热的气-液混合物以提供残油含量降低的塔顶馏出物。使来自分离器的热的液体塔底料流与用于裂解的冷的烃原料热交换而提供经冷却的液体塔底料流和经预加热的原料。将所述经预加热的原料的至少一部分引导至热解炉的对流段用于额外加热和随后裂解。

CN101528894A和CN101778929A中介绍了用原油/凝析油裂解制乙烯的工艺技术。CN101528894A介绍了原油/凝析油在对流段预热后，分离出的轻组分进入裂解炉对流段过热后进入辐射段裂解，重组分送到常压塔和/或减压塔进行进一步分离，CN101778929A介绍了原料中混有30％的重质原料如原油或凝析油在对流段预热后进入分离装置的上部分离出保护石脑油及较轻的组分，分离出的液相进入下面的填料塔进一步分离，分离出的重组分如何处理未介绍，这两个专利的蒸发单元采用的含填料或塔盘的汽提塔，其中上部的蒸发区含气液分离器，可实现气液分离。

CN109694730A公开了一种重质烃裂解制备低碳烯烃的方法及装置，该方法通过旋风分离器对原油进行气液分离，气相去裂解，该方法可减少裂解炉在辐射段和急冷部分的结焦和堵塞，降低运行成本，但是该方法没有详细说明气液分离的控制手段。

公开于本发明背景技术部分的信息仅仅旨在加深对本发明的一般背景技术的理解，而不应当被视为承认或以任何型式暗示该信息构成已为本领域技术人员所公知的现有技术。

现有技术中公开了通过多种方法来控制闪蒸气化率恒定，采用特殊闪蒸设备来实现尽可能多的闪蒸，未对如何实现较低的重组分及杂质夹带的方法介绍，而且现有技术对闪蒸罐恒定气化率控制方案均较为复杂，并不能解决发生重组分及杂质夹带至裂解炉而导致结焦，反而会进一步导致裂解炉运行周期变短的问题。

发明内容

本公开的目的是提供一种重质烃裂解生产烯烃的方法及系统，简化了传统方法及系统中的常减压装置，控制方案简单、高效，可以有效解决气液分离过程中重组分就杂质的夹带问题，可以实现裂解炉长周期运行，进一步降低了乙烯装置的能耗。

本公开第一方面提供了一种重质烃裂解生产烯烃的方法，所述方法包括如下步骤：

S1、使重质烃进入气液分离器进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；并且在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器与所述第一气相物料逆流接触，以使所述第一气相物料中携带的重质组分被洗涤或冷凝，得到第二气相物料；

S2、使至少部分的第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

本公开所述重质烃包括宽馏分的混合烃，终馏点为540℃以上。例如，所述重质烃可以为初馏点温度为15℃、终馏点温度在750℃以上的重质烃，或者是含有在裂解炉操作条件下易结焦的组分的烃类混合物。

可选地，其中，步骤S1包括以下步骤：

使所述重质烃进行第一加热，使第一加热后的重质烃与一次稀释蒸汽进行第一混合，得到第一混合物料；

使所述第一混合物料进行第二加热后与过热的二次稀释蒸汽进行第二混合，得到第二混合物料；

使所述第二混合物料进入气液分离器进行所述气液分离；

可选地，所述重质烃与所述一次稀释蒸汽的重量比为1：(0.1-0.5)，优选为1：(0.2-0.4)；

可选地，所述第一混合物料的温度为150-350℃，优选为190-300℃；

可选地，所述重质烃为轻质宽馏分原油，优选地，所述轻质宽馏分原油的API不小于35；

可选地，第一混合物料进行第二加热后的温度为400℃以下，优选范围为250-350℃；

可选地，所述过热后的二次稀释蒸汽的温度为400-630℃，优选为450-600℃；

可选地，所述重质烃与所述过热后的二次稀释蒸汽的重量比为1：(0.2-0.8)，优选为1：(0.3-0.65)。

可选地，其中，步骤S2中，所述第二气相物料包含携带的蒸汽和所述重质烃中的轻质组分，所述轻质组分的终馏点为540℃以下，所述重质组分的初馏点不高于所述轻质组分的终馏点；

可选地，所述分离助剂选自水和液态烃中的一种或两种；

可选地，所述重质烃与所述水的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)；或者，所述重质烃与所述液态烃的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)；

可选地，所述第二气相物料的温度为240-420℃，优选为290-380℃；

可选地，所述液态烃的终馏点小于所述重质烃的终馏点；优选地，所述液态烃的终馏点为200-540℃之间的任意值，进一步优选所述液态烃的终馏点为250-450℃之间的任意值，更优选所述液态烃的终馏点为300-400℃之间的任意值；

可选地，该方法还包括：所述分离助剂引入方式选自以下方式中的至少一种：沿气液分离器轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的上方；或者沿气液分离器轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的下方；或者沿气液分离器轴向方向，水的引入位置与液态烃引入位置位于同一平面。

可选地，其中，该方法还包括：在使重质烃进入裂解炉之前，对重质烃的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括密度、馏程、杂质类型及其含量；可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及

对来自所述气液分离器的气相物料的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括杂质类型及其含量，可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属杂质、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及，

确定引入所述气液分离器的所述分离助剂的预先设定量；采用所述预先设定量向所述气液分离器引入所述分离助剂；然后在气液分离过程中，根据在线监测或离线分析得到的所述气相物料的目标参数对所述分离助剂的引入量进行调整。

可选地，其中，所述蒸汽裂解炉至少包括原料加热段、第一混合过热段、任选的稀释蒸汽过热段、第二混合过热段和辐射段；

可选地，该方法还包括：

使所述第一混合物料进入第二对流段进行第二加热，然后与经过所述稀释蒸汽过热段过热得到的过热后的二次稀释蒸汽进行所述第二混合；以及

使来自所述气液分离器的气相物料进入第二混合过热段进行所述第三加热后进入蒸汽裂解炉的辐射段进行蒸汽裂解。

可选地，其中，该方法还包括：将来自气液分离器的液相物料引入缓冲罐缓冲后经泵引出；可选地，使来自泵的液相物料至少一部分回流至缓冲罐；

可选地，该方法还进一步包括：将来自储罐的重质烃进入电脱盐装置中进行脱盐处理，然后引入所述原料加热段。

本公开第二方面还公开了一种重质烃裂解生产烯烃的系统，其特征在于，所述系统包括蒸汽裂解炉和气液分离器；所述蒸汽裂解炉包括由上至下设置的对流段和辐射段；

所述气液分离器被构造成对所述重质烃进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；

所述气液分离器包括分离助剂引入口，其中所述分离助剂引入口被构造成在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器与所述第一气相物料逆流接触，得到第二气相物料；

所述辐射段被构造成使至少部分的所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

可选地，所述对流段包括重质烃加热入口、重质烃加热出口、气相物料加热入口和气相物料加热出口；其中所述重质烃加热入口引入重质烃；

所述辐射段包括待裂解入口和裂解产物出口；

所述气液分离器包括气液分离入口、分离助剂引入口、第二气相物料出口和液相物料出口；

所述气液分离入口与所述对流段的重质烃加热出口连通，所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；所述对流段的气相物料加热出口与所述辐射段的裂解入口连通。

可选地，其中，所述蒸汽裂解炉的对流段包括由上至下依次设置的彼此独立的原料加热段、第一混合过热段、稀释蒸汽过热段和第二混合过热段；

所述原料加热段设有第一加热入口和第一加热出口；所述第一加热入口形成为所述对流段的重质烃加热入口；

可选地，所述第一混合过热段设有第二加热入口和第二加热出口；所述第二加热入口与所述原料加热段的第一加热出口通过所述第一管线连通，并且在所述第一管线上设有一次稀释蒸汽入口；所述第二加热出口与所述气液分离器的气液分离入口通过所述第二管线连通；并且在所述第二管线上设置有二次稀释蒸汽入口，沿物料流动方向，所述一次稀释蒸汽入口设置于二次稀释蒸汽入口的上游；所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；

可选地，所述分离助剂入口包括多个，其中至少一个分离助剂入口为水入口，至少一个分离助剂入口为液态烃入口；

可选地，所述稀释蒸汽过热段设有第三加热入口和第三加热出口，所述第三加热入口与稀释蒸汽源连通，所述第三加热出口连接至所述第二管线上，且连接位置处形成为所述过热的二次稀释蒸汽出口；

可选地，所述第二混合过热段设有第四加热入口和第四加热出口，所述第四加热入口形成为所述气相物料加热入口，所述第四加热出口形成为所述气相物料加热出口。

可选地，该系统还包括第一混合器、第二混合器和电脱盐装置，所述第一混合器设置于所述第一管线上，所述第一混合器包括第一混合入口、第二混合入口和第一混合出口，所述第一混合入口与所述原料加热段的第一加热出口连通，所述第二混合入口形成为所述一次稀释蒸汽的入口，用于引入一次稀释蒸汽；所述第一混合出口与所述第一混合过热段的第二加热入口连通；

所述第二混合器设置于所述第二管线上；所述第二混合器包括第三混合入口、第四混合入口和第二混合出口，所述第三混合入口与所述第一混合过热段的第二加热出口连通，所述第四混合入口形成为所述二次稀释蒸汽，用于引入二次稀释蒸汽；所述第二混合出口与所述气液分离器的气液分离入口连通；

所述电脱盐装置包括脱盐入口和脱盐出口；所述脱盐入口用于引入原油，所述脱盐出口与所述原料加热段的第一加热入口通过重质烃进料管线连通。

可选地，沿所述气液分离器轴向方向，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方；优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方0.1-10m；更优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方1-5m；

可选地，沿气液分离器轴向方向，水引入口设于液态烃引入口的上方；或者水引入口设于液态烃引入口的下方，或者水引入口与液态烃引入口基本位于同一平面；

所述水引入口的引入管线上设有分离助剂第一控制阀，可选地，所述第一控制阀引用第一组分分析仪的信号，并与气液分离器的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪和重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀同时引用所述第一组分析仪及所述第二组分析仪的信号控制所述分离助剂的引入量；和/或，

所述液态烃引入口的引入管线上设有分离助剂第二控制阀，所述第二控制阀引用第一组分分析仪的信号，所述第一组分分析仪与气液分离器的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪与重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀同时引用所述第一组分析仪和所述第二组分析仪的信号控制所述分离助剂的引入量；

可选地，所述第一控制阀所引用的控制信号来自以下仪器中的至少一种：第一流量计、第二流量计、第三流量计、第四流量计、第五流量计、第六流量计和第七流量计；

所述第一流量计与气液分离器的第一气相物料出口的引出管线连通，用于测定第一气相物料出口的流量；所述第二流量计与水引入口的引入管线连通，用于测定水的流量；所述第三流量计与液态烃引入口的引入管线连通，用于测定所述液态烃的流量；所述第四流量计与气液分离器的第一液相物料出口引入管线连通，用于测定第一液相物料的流量；所述第五流量计与一次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定一次稀释蒸汽量；所述第六流量计与二次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定二次稀释蒸汽量；所述第七流量计与重质烃原料进料管线连通，用于测定重质烃原料进料量；

可选地，通过监测所述控制信号可以计算得出第一气相物料出口中烃的含量，以及第一气相物料出口烃含量所占总的重质烃的比例(净烃气化率)，通过监测所述第一气相物料出口烃的含量，或者净烃气化率来控制所述分离助剂(水，或烃或其组合)的引入量。

可选地，所述系统还包括缓冲罐和泵，所述缓冲罐包括缓冲入口、缓冲出口和回流入口；缓冲入口与气液分离器的液相物料出口连通，所述缓冲出口与泵的入口连通；所述泵的出口与可选的缓冲罐的回流入口连通。

通过上述技术方案，本公开所提供的方法与常规方法相比至少包括以下有益效果：

(1)本公开通过利用重质烃进料、气液分离及向气液分离得到的气相物料中注入分离助剂三者的优化组合，其中在气液分离器的气相空间注入分离助剂(液态烃或水)与气相物料进行逆流接触，可以控制进入辐射段的气相混合物料中的重质组分及杂质的夹带，避免在辐射段引起快速结焦；

(2)本公开提供的集成在气液分离器中的分离助剂与气相物料逆流接触的气液分离控制系统相较于其它公开的闪蒸控制方案相比更简单、高效。

(3)本公开提供的重质烃裂解产生烯烃的系统可用于宽馏分原油直接蒸汽裂解制乙烯，替代了炼油装置的常减压装置中的常压塔和减压塔，大大的降低了投资和操作费用，控制方案及流程更加简单，可以更大限度地应用炼油装置常压、减压加热炉的经验、常压、减压装置的经验和现有的蒸汽裂解技术生产烯烃，技术成熟，操作简单，尤其适合石蜡基轻质原油直接蒸汽裂解。

本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：

图1是本公开提供的重质烃裂解生产烯烃一种示例性流程图。

附图标记说明

1-原料加热段；2-第一混合过热段；3-稀释蒸汽过热段；4-第二混合过热段；5-辐射段；6-气液分离器；7-第一混合器；8、第二混合器；9-重组分缓冲罐；10-泵；11-脱盐预处理器。

具体实施方式

以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。

在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的“第一”、“第二”、“第三”等词仅用于区分不同部件而不含有前后连接顺序等实际含义。在本公开中，使用的方位词如“上、下，顶、底”通常是指装置正常使用状态下的上和下，顶和底。“内、外”是针对装置轮廓而言的。

在本公开中，使用的“一次稀释蒸汽”、“二次稀释蒸汽”等词仅用于在不同步骤中区分引入的蒸汽，而不含有蒸汽自身性质等实际含义。

本公开中采用的各装置均为本领域常规选择的结构。

本公开发明人经过大量研究发现，重质烃直接蒸汽裂解的方法应更加关注气液分离过程中气相中所夹带重组分及杂质的含量以及所得到的气相是否满足蒸汽裂解的要求。

本公开提供了一种重质烃裂解产生烯烃的方法及系统，所述方法流程简单，不仅能实现多产烯烃，同时通过在气液分离器6内引入分离助剂进行洗涤可以有效避免胶质、沥青质等杂质携带至气液分离得到的气相物料，防止辐射段结焦，为重质烃直接裂解生产烯烃提供了可行的解决方案。本公开通过大量的相关试验发现，本公开提供的方法可以避免重组分夹带至对流段引发对流段的结焦，同时可以延长裂解炉运行周期到10％以上，甚至延长到15％以上。

本公开第一方面提供了一种重质烃裂解产生烯烃的方法，如图1所示，该方法包括如下步骤：

S1、使重质烃进入气液分离器6进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；并且在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器6与所述第一气相物料逆流接触，以使所述第一气相物料中携带的重质组分被洗涤或冷凝，得到第二气相物料；

S2、使至少部分的所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段5进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物；

本公开所述重质烃包括宽馏分的混合烃，终馏点为540℃以上。例如，所述重质烃可以为初馏点温度为15℃、终馏点温度在750℃以上的重质烃，或者是含有在裂解炉操作条件下易结焦的组分的烃类混合物。

本公开中所使用的重质烃原料包含以下原料中的一种或多种：石蜡基原油、中间基原油、环烷基原油、凝析油、炼厂经过常减压、重整、催化、焦化等炼油装置加工后的汽油、煤油、柴油、尾油、燃料油、重整油等。

本公开通过利用裂解炉的对流段特殊的原油预热流程、气液分离及对气液分离得到的气相注入分离助剂(液态烃或水)这四者的优化组合，其中，在气液分离器的气相空间注入分离助剂(液态烃或水)可以控制重质组分及杂质的夹带可以避免在辐射段引起快速结焦。而且本公开发明人惊奇的发现，对进入气液分离器前的混合物料的温度、压力不做复杂的控制，通过控制气液分离后的气相物料可以更加简单、直接、高效避免辐射段结焦，实现长周期运行。

一种实施方式中，步骤S1中包括以下步骤：

使所述重质烃进行第一加热，使第一加热后的重质烃与一次稀释蒸汽进行第一混合，得到第一混合物料；

使所述第一混合物料进行第二加热后与过热的二次稀释蒸汽进行第二混合，得到第二混合物料；

使所述第二混合物料进入气液分离器6进行气液分离。

一种实施方式中，可选地，所述重质烃与所述一次稀释蒸汽的重量比为1：(0.1-0.5)，优选为1：(0.2-0.4)；

可选地，所述重质烃进行第一加热后的温度为90-250℃，优选为120-200℃。

可选地，所述第一混合物料的温度为150-350℃，优选为190-300℃；

可选地，第一混合物料进行第二加热后的温度为400℃以下，优选范围为250-350℃；

可选地，所述过热后的二次稀释蒸汽的温度为400-630℃，优选为450-600℃；

可选地，所述重质烃与所述过热后的二次稀释蒸汽的重量比为1：(0.2-0.8)，优选为1：(0.3-0.65)。

一种实施方式中，所述重质烃为轻质宽馏分原油，优选地，所述轻质宽馏分原油的API不小于35；更优选地，所述轻质宽馏分原油的API为40，并且所述轻质宽馏分原油的终馏点为700℃以上。

一种实施方式中，所述一次稀释蒸汽可以为过热后的一次稀释蒸汽或未过热的一次稀释蒸汽。

一种实施方式中，步骤S2中，所述第二气相物料包含携带的蒸汽和所述重质烃中的轻质组分，所述液相物料包含所述重质烃中的重质组分，所述轻质组分的终馏点为540℃以下，所述重质组分的初馏点不高于所述轻质组分的终馏点；应当理解的是本公开中各馏分的初馏点或终馏点均为范围值，在实际操作中可以为范围值内的任意温度。并且本公开可以根据实际生产需要对分离的馏分进行选择。

一种具体实施方式中，气液分离得到的所述轻质组分包括轻或重石脑油馏分、航煤馏分、轻柴油馏分、重柴油馏分；所述重质组分包括比重柴油馏分更重的组分。

一种优选实施方式中，所述分离助剂选自水和液态烃中的一种或两种；所述重质烃与所述水的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)；或者，所述重质烃与所述液态烃的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)。本公开提供的方法，按照所述重量比引入分离助剂后，裂解炉运行周期可以进一步延长至10％以上，优选延长至15％以上。

所述第二气相混合物料的温度为240-420℃，优选为290-380℃。

所述液态烃的终馏点小于所述重质烃的终馏点；优选地，所述液态烃的终馏点为200-540℃之间的任意值，进一步优选所述液态烃的终馏点为250-450℃之间的任意值，更优选所述液态烃的终馏点为300-400℃之间的任意值。

一种优选实施方式中，该方法还包括：所述分离助剂引入方式选自以下方式中的至少一种：沿气液分离器6轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的上方；或者沿气液分离器6轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的下方；或者沿气液分离器6轴向方向，水的引入位置与液态烃引入位置基本位于同一平面。

一种具体实施方式中，所述液态烃选自常减压系统加工后的轻重石脑油馏分、煤油馏分和轻重柴油馏分中的一种或几种。

一种优选实施方式中，该方法还包括：在使重质烃进入裂解炉之前，对重质烃的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括密度、馏程、杂质类型及其含量；可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及

对来自所述气液分离器6的气相物料的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括杂质类型及其含量，可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属杂质、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及，

确定引入所述气液分离器6的所述分离助剂的预先设定量；采用所述预先设定量向所述气液分离器6引入所述分离助剂；然后在气液分离过程中，根据在线监测或离线分析得到的所述气相物料的目标参数对所述分离助剂的引入量进行调整。

可选地，所述液体烃中的杂质含量小于所述重质烃中杂质含量；

例如，控制引入的液态烃中的杂质含量为以下范围：硫含量小于400ppm；胶质、沥青质含量小于0.15重量％；金属杂质(不限于铁、镍、钒、钙等)含量均小于15ppb；氯、氮含量小于40ppm；砷含量小于3ppb。更优选地，控制引入的液态烃中的杂质含量为以下范围：硫含量小于200ppm；胶质、沥青质含量小于0.05重量％；金属杂质(不限于铁、镍、钒、钙等)含量均小于5ppb；氯、氮含量小于20ppm；砷含量小于1ppb。

可选地，根据在线监测或定期离线分析得到的所述重质烃的目标参数，对所述分离助剂的引入量进行调整，以控制分离后的气相物料中烃的含量。例如原油API重度每减少10％，优选地，将分离助剂引入量增加10-50重量％，进一步优选地，分离助剂引入量增加10-30重量％；更优选地，分离助剂引入量增加15-25重量％；分离助剂的增加可有效降低分离温度，进一步改善轻重组分的分离效果，从而降低气相组分的终馏点。本公开方法通过此特定方式，可以保证在原油性质变差时，维持预期的裂解炉长运行周期。

或者，可选地，例如原油中硫含量由1200ppm增加至2000ppm时，分离助剂引入量可增加10-20重量％，优选地，分离助剂引入量增加5-40重量％；进一步优选地，分离助剂引入量增加10-30重量％；更优选地，分离助剂引入量增加15-25重量％，通过增加分离助剂的引入量，有效降低分离后的气相物料中硫的含量；

本公开中进行在线分析或定期离线分析采用的分析仪器与分析装置均为本领域常规采用的，例如重质烃组分分析仪。其中在线分析可采用本领域常规控制系统进行设置。

一种实施方式中，其中，所述蒸汽裂解炉至少包括由上至下依次设置的原料加热段1、第一混合过热段2、稀释蒸汽过热段3、第二混合过热段4和辐射段5；

该方法还包括：使所述第一混合物料进入第二对流段2进行第二加热，然后与经过所述稀释蒸汽过热段3过热得到的过热后的二次稀释蒸汽进入第二混合器8进行所述第二混合；以及

该方法还包括：使来自所述气液分离器6的气相物料进入第二混合过热段4进行所述第三加热后进入蒸汽裂解炉的辐射段5进行蒸汽裂解。

一种实施方式中，该方法还包括：将来自气液分离器6的液相物料引入缓冲罐9缓冲后经泵10引出。

一种优选实施方式中，使来自泵10的液相物料至少一部分回流至缓冲罐9。

一种优选实施方式中，该方法还进一步包括：将来自储罐的原油进入电脱盐装置11中进行脱盐处理，然后引入所述原料加热段1。

一种实施方式中，该方法还包括：原油在进入所述裂解炉之前，在所述对流段外部进行外部预热处理，所述外部预热处理的热源为来自乙烯装置或联合装置中任意装置的余热物料；所述外部预热处理与原料加热段1中的预热处理彼此独立，能够进一步提高热量利用效果，尤其是厂区内其他装置得到的余热物料的利用效果。物料进行外部预热处理与在蒸汽裂解装置的过热段中的加热步骤相互独立，可以根据实际情况进行选择。

本公开第二方面还提供了一种重质烃裂解生产烯烃的系统，所述系统包括蒸汽裂解炉和气液分离器6；所述蒸汽裂解炉包括由上至下设置的对流段和辐射段5；

所述气液分离器6被构造成对所述重质烃进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；

所述气液分离器6包括分离助剂引入口，其中所述分离助剂引入口被构造成在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器6与所述第一气相物料逆流接触，得到第二气相物料；

所述辐射段5被构造成使至少部分的所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段5进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

一种实施方式中，所述对流段包括重质烃加热入口、重质烃加热出口、气相物料加热入口和气相物料加热出口；其中所述重质烃加热入口引入重质烃；所述辐射段5包括待裂解入口和裂解产物出口；

所述气液分离器6包括气液分离入口、分离助剂入口、第二气相物料出口和液相物料出口；其中所述气液分离入口与对流段的重质烃加热出口连通，所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；所述对流段的气相物料加热出口与所述辐射段5的裂解入口连通；

所述气液分离入口为重质烃或第一混合物料进入气液分离器的入口，该入口可以为一个或多个。

一种实施方式中，如图1所示，蒸汽裂解炉的对流段至少包括由上至下依次设置的原料加热段1、第一混合过热段2、稀释蒸汽过热段3和第二混合过热段4；

原料加热段1设有第一加热入口和第一加热出口；第一加热入口形成为对流段的原油加热入口，第一加热出口形成为对流段的重质烃加热出口；

第一混合过热段2设有第二加热入口和第二加热出口；第二加热入口与原料加热段1的第一加热出口通过第一管线连通，并且在所述第一管线上设有一次稀释蒸汽入口；第二加热出口与所述气液分离器6的气液分离入口通过第二管线连通；并且在所述第二管线上设置有二次稀释蒸汽入口，沿物料流动方向，所述一次稀释蒸汽入口设置于二次稀释蒸汽入口的上游；所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；

可选地，所述分离助剂引入口包括多个，其中至少一个分离助剂引入口为水引入口，至少一个分离助剂入口为液态烃引入口；

可选地，稀释蒸汽过热段3设有第三加热入口和第三加热出口，第三加热入口与稀释蒸汽源连通，第三加热出口连接至所述第二管线上，且连接位置处形成为过热的二次稀释蒸汽出口；

第二混合过热段4设有第四加热入口和第四加热出口，第四加热入口形成为气相物料加热入口，第四加热出口形成为气相物料加热出口。

一种具体实施方式中，如图1所示，该系统还包括第一混合器7和第二混合器8，所述第一混合器7设置于所述第一管线上，所述第一混合器7包括第一混合入口、第二混合入口和第一混合出口，所述第一混合入口与所述原料加热段1的第一加热出口连通，所述第二混合入口形成为所述一次稀释蒸汽，用于引入一次稀释蒸汽；第一混合出口与第一混合过热段2的第二加热入口连通；

第二混合器8设置于所述第二管线上；第二混合器8包括第三混合入口、第四混合入口和第二混合出口，第三混合入口与第一混合过热段2的第二加热出口连通，第四混合入口形成为所述二次稀释蒸汽，用于引入二次稀释蒸汽；所述第二混合出口与所述气液分离器6的气液分离入口连通；

本公开设置第二混合器8，二次蒸汽及原料重质烃同时在第二混合器中进行混合，防止高温蒸汽与原料重质烃直接接触，出现局部高温而结焦。

一种实施方式中，如图1所示，该系统还包括电脱盐装置11，所述电脱盐装置11包括脱盐入口和脱盐出口；脱盐入口用于引入重质烃，脱盐出口与原料加热段1的第一加热入口通过重质烃进料管线连通。

一种优选实施方式中，气液分离器6的气相物料出口设于气液分离器6的上部，液相物料出口设于气液分离器6的下部，气液分离入口设于气液分离器6的中部；沿气液分离器6的轴向方向所述分离助剂入口设置于气液分离入口与气相物料出口之间；沿所述气液分离器6轴向方向，水引入口位于所述气液分离入口的上方；优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方0.1-10m；更优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方1-5m；

一种优选实施方式中，沿气液分离器6轴向方向，水引入口设于液态烃引入口的上方；或者水引入口设于液态烃引入口的下方，或者水引入口与液态烃引入口基本位于同一平面。

一种优选实施方式中，所述水引入口的引入管线上设有分离助剂第一控制阀，可选地，所述第一控制阀引用第一组分分析仪的信号，并与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪与重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀同时引用所述第一组分析仪及所述第二组分析仪控制所述分离助剂的引入量；和/或，

所述液态烃引入口的引入管线上设有分离助剂第二控制阀，所述第二控制阀引用第一组分分析仪的信号，所述第一组分分析仪与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪与重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀同时引用所述第一组分析仪和所述第二组分析仪控制所述分离助剂的引入量。

一种优选实施方式中，所述第一控制阀所引用的控制信号来自以下仪器中的至少一种：第一流量计、第二流量计、第三流量计、第四流量计、第五流量计、第六流量计和第七流量计；

所述第一流量计与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用于测定第一气相物料出口的流量；所述第二流量计与水引入口的引入管线连通，用于测定水的流量；所述第三流量计与液态烃引入口的引入管线连通，用于测定所述液态烃的流量；所述第四流量计与气液分离器6的第一液相物料出口引入管线连通，用于测定第一液相物料的流量；所述第五流量计与一次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定一次稀释蒸汽量；所述第六流量计与二次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定二次稀释蒸汽量；所述第七流量计与重质烃原料进料管线连通，用于测定重质烃原料进料量；

可选地，通过监测所述控制信号可以计算得出第一气相物料出口中烃的含量，以及第一气相物料出口烃含量所占总的重质烃的比例(净烃气化率)，通过监测所述第一气相物料出口烃的含量，或者净烃气化率来控制所述分离助剂(水，或烃或其组合)的引入量。

第一组分分析仪和第二组分分析仪均为本领域常规采用的分析仪器与分析装置。

一种优选实施方式中，系统还包括缓冲罐9和泵10，缓冲罐9包括缓冲入口、缓冲出口和回流入口；缓冲入口与气液分离器6的液相物料出口连通，缓冲出口与泵10的入口连通；泵10的出口与可选的缓冲罐9的回流入口分别连通。

一种实施方式中，沿该系统高度方向，缓冲罐9位于气液分离器6的下方。

一种优选实施方式中，所述系统中还包括稀释蒸汽发生器；所述稀释蒸汽发生器可以回收来自气液分离器6的液相物料的热量，发生稀释蒸汽；所述对流段的一次稀释蒸汽可利用该稀释蒸汽发生器所产生的蒸汽，也可以使用来自管网公用工程的稀释蒸汽，两种来源的稀释蒸汽可相互补充，对进料原油进行加热，以回收热量。

如图1所示，本公开提供的重质烃裂解生产烯烃的系统的一种示例性实施方式中，该系统包括：蒸汽裂解炉、气液分离器6、第一混合器7、第二混合器8、缓冲罐9、泵10和电脱盐装置11；所述蒸汽裂解炉包括由上至下设置的对流段和辐射段5；

对流段包括重质烃加热入口、重质烃加热出口、气相物料加热入口和气相物料加热出口；重质烃加热入口引入重质烃；辐射段5包括待裂解入口和裂解产物出口；气液分离器6包括气液分离入口、水引入口、液态烃引入口、气相物料出口和液相物料出口；其中所述气液分离入口与对流段的重质烃加热出口连通，第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；对流段的气相物料加热出口与辐射段5的裂解入口连通；

对流段包括由上至下依次设置的原料加热段1、第一混合过热段2、稀释蒸汽过热段3和第二混合过热段4；

原料加热段1设有第一加热入口和第一加热出口；第一加热入口形成为对流段的重质烃加热入口；

第一混合过热段2设有第二加热入口和第二加热出口；第二加热入口与原料加热段1的第一加热出口通过第一管线连通，并且在第一管线上设有一次稀释蒸汽入口；第二加热出口与所述气液分离器6的气液分离入口通过第二管线连通；并且在第二管线上设置有过热的二次稀释蒸汽入口，沿物料流动方向，一次稀释蒸汽入口设置于过热的二次稀释蒸汽入口的上游；第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；

稀释蒸汽过热段3设有第三加热入口和第三加热出口，第三加热入口与稀释蒸汽源连通，第三加热此处口连接至第二管线上，且连接位置处形成为过热的二次稀释蒸汽入口；

第二混合过热段4设有第四加热入口和第四加热出口，第四加热入口形成为所述气相物料加热入口，第四加热出口形成为气相物料加热出口；

第一混合器7设置于所述第一管线上，第一混合器7包括第一混合入口、第二混合入口和第一混合出口，第一混合入口与原料加热段1的第一加热出口连通，第二混合入口形成为一次稀释蒸汽的入口，用于引入一次稀释蒸汽；第一混合出口与第一混合过热段2的第二加热入口连通；

第二混合器8设置于所述第二管线上；第二混合器8包括第三混合入口、第四混合入口和第二混合出口，第三混合入口与第一混合过热段2的第二加热出口连通，第四混合入口形成为二次稀释蒸汽，用于引入二次稀释蒸汽；第二混合出口与气液分离器6的气液分离入口连通；

电脱盐装置11包括脱盐入口和脱盐出口；所述脱盐入口用于引入原油，所述脱盐出口与所述原料加热段1的第一加热入口通过重质烃进料管线连通；

沿气液分离器6轴向方向，水引入口位于气液分离入口的上方1m；气液分离器6的气相物料出口设于气液分离器6的上部，液相物料出口设于气液分离器6的下部，气液分离入口设于气液分离器6的中部；沿气液分离器6的轴向方向水引入口和液态烃引入口设置于气液分离入口与气相物料出口之间；沿气液分离器6轴向方向，水引入口设于液态烃引入口的上方；所述水引入口的引入管线上设有分离助剂第一控制阀，所述第一控制阀引用第一组分分析仪的信号，所述第一组分分析仪与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪与重质烃的进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀可同时引用所述第一组分析仪及所述第二组分析仪的信号控制所述分离助剂的引入量；和/或，

所述液态烃引入口的引入管线上设有分离助剂第二控制阀，所述第二控制阀引用第一组分分析仪的信号，所述第一组分分析仪与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组组分分析仪与重质烃的进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀可同时引用所述第一组分析仪及所述第二组分析仪的信号控制所述分离助剂的引入量；

所述第一控制阀所引用的控制信号来自以下仪器中的至少一种：第一流量计、第二流量计、第三流量计、第四流量计、第五流量计、第六流量计和第七流量计；

所述第一流量计与气液分离器6的第一气相物料出口的引出管线连通，用于测定第一气相物料出口的流量；所述第二流量计与水引入口的引入管线连通，用于测定水的流量；所述第三流量计与液态烃引入口的引入管线连通，用于测定所述液态烃的流量；所述第四流量计与气液分离器6的第一液相物料出口引入管线连通，用于测定第一液相物料的流量；所述第五流量计与一次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定一次稀释蒸汽量；所述第六流量计与二次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定二次稀释蒸汽量；所述第七流量计与重质烃原料进料管线连通，用于测定重质烃原料进料量；

通过监测所述控制信号可以计算得出第一气相物料出口中烃的含量，以及第一气相物料出口烃含量所占总的重质烃的比例(净烃气化率)，通过监测所述第一气相物料出口烃的含量，或者净烃气化率来控制所述分离助剂(水，或烃或其组合)的引入量；

缓冲罐9包括缓冲入口、缓冲出口和回流入口；缓冲入口与气液分离器6的液相物料出口连通，缓冲出口与泵10的入口连通；泵10的出口与可选的缓冲罐9的回流入口连通。

具体地，采用图1所示系统进行原油蒸汽裂解的具体工艺流程包括：

S1、使来自储罐的原油进入电脱盐装置11进行脱盐处理；在使原油进入裂解炉之前，对原油性质进行在线分析或定期离线分析；使原油进入原料加热段1进行第一加热，得到第一预热物料，使第一预热物料与一次稀释蒸汽进入第一混合器7进行第一混合，得到第一混合物料；

S2、使第一混合物料进入第一混合过热段2进行第二加热后，与来自稀释蒸汽过热段3的过热的二次稀释蒸汽进入第二混合器8进行第二混合，得到第二混合物料；

S3、使第二混合物料进入气液分离器6进行气液分离，得到气相物料和液相物料；并对来自气液分离器6的气相物料的目标参数进行在线监测；并且在所述气液分离过程中，将液态烃和水按照预先设定量引入气液分离器6与第一气相物料逆流接触，以使所述气相物料中携带的重质组分被洗涤或冷凝，得到第二气相物料；沿气液分离器6轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的上方；

将来自气液分离器6的液相物料引入缓冲罐9缓冲后经泵10引出，使来自泵10的液相物料至少一部分回流至缓冲罐9；

S4、使来自气液分离器6的第二气相物料进入第二混合过热段4进行第三加热后进入蒸汽裂解炉的辐射段5进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

本公开涉及的各步骤中的参数及中参数的控制方法、技术原理等已在前述内容进行了详细描述，在此不再赘述。

下面通过实施例来进一步说明本公开，但是本公开并不因此而受到任何限制。

实施例1

本实施例流程如图1所示：以重质烃为石蜡基原油1为例，该原油API值为41，所述液态烃为柴油。

具体包括如下步骤：S1、使来自储罐的原油与热介质急冷水进行换热，换热后的原油温度为135℃；再进入脱盐预处理器11进行脱盐、脱水和脱除非金属等杂质预处理，预处理后的原油更适宜于进入蒸汽裂解炉的对流段；预处理后的原油进入裂解炉之前，对原油的硫含量进行在线分析或定期离线分析，在本实施例中，原油硫含量的基础值为1200ppm，当在装置运行过程中进行在线监测或离线监测硫含量超过基础值的50重量％时需调整引入的分离助剂的量，所述新增的分离助剂的量不超过所引入量的100重量％；

将上述预处理后的原油送入蒸汽裂解炉对流段的原料加热段1进行第一加热，得到第一预热物料，温度为240-265℃；一次稀释蒸汽与第一预热物料送入第一混合器7中进行第一混合，得到第一混合物料；原油与一次稀释蒸汽的重量比为1：0.2，第一混合物料的温度为190℃；

S2、使第一混合物料进入第一混合过热段2进行第二加热，第二加热后的第一混合物料的温度为240℃；二次稀释蒸汽在稀释蒸汽过热段3中过热，过热后的二次稀释蒸汽的温度为450℃；第二加热后的第一混合物料和过热后的二次稀释蒸汽进入第二混合器8中进行第二混合，得到第二混合物料；重质烃与过热后的二次稀释蒸汽的重量比为1：0.5；

S3、将第二混合物料送入气液分离器6进行气液分离，得到气相物料和液相物料；对气液分离得到的气相物料中的杂质进行在线监测，通过注水及液态烃调整气相物料的终馏点及胶质/杂质含量，液态烃中硫含量小于200ppm，其它金属杂质及非金属杂质均显著小于进料原料杂质；重质烃与水的重量比为1：0.05，重质烃与液态烃的重量比为1：0.1；引入水和液态烃后，第一气相物料的终馏点由470℃降低至455℃，得到第二气相物料，第二气相物料的温度为320℃；通过控制液态烃及水的量控制第二气相物料中的胶质质量含量＜0.1重量％；将气液分离后的液相物料从气液分离器6底部的液相物料出口输送至缓冲罐9，再经过泵10引出，将其中一部分液相物料回流至缓冲罐9；

沿气液分离器6轴向方向，水引入口位于所述气液分离入口的上方1.5m；

稀释蒸汽发生器可以回收重组分热量，发生一次稀释蒸汽，作为一次稀释蒸汽源输送至蒸汽裂解炉使用；气相物料包含携带的蒸汽和重质烃中的轻质组分，液相物料包含原油中的重质组分，所述轻质组分的终馏点为480℃，重质组分的初馏点不高于轻质组分的终馏点；液态烃的终馏点为400℃；

S4、将第二气相物料从气液分离器6的顶部输送至蒸汽裂解炉的混合过热段2进行第三加热至横跨温度550℃，然后输送至蒸汽裂解炉的辐射段5进行蒸汽裂解反应，得到包含烯烃的裂解产物；蒸汽裂解的温度为810℃，时间为0.25s。

对比例1

本对比例与实施例1的方法相同，唯一区别在于不在气液分离器6中引入分离助剂。对流段结焦风险大大增加，辐射段结焦现象与实施例1相比相对严重。

实施例1与本对比例1相比，裂解炉运行周期增加15％。

通过上述技术方案，本公开可以完整的将原油用来直接裂解生产烯烃，大幅度地减少了传统炼油装置中所设置的原油前处理用生产装置，增加了蒸汽裂解装置的运行周期，以较短的流程，较小的能耗，更大限度地生产烯烃。

以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。

另外需要说明的是，在上述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，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (10)

1.一种重质烃裂解生产烯烃的方法，其特征在于，所述方法包括如下步骤：

S1、使重质烃进入气液分离器(6)进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；并且在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器(6)与所述第一气相物料逆流接触，得到第二气相物料；

S2、使至少部分的所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段(5)进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤S1包括以下步骤：

使所述重质烃进行第一加热，使第一加热后的重质烃与一次稀释蒸汽进行第一混合，得到第一混合物料；

使所述第一混合物料进行第二加热后与过热的二次稀释蒸汽进行第二混合，得到第二混合物料；

使所述第二混合物料进入气液分离器(6)进行所述气液分离；

可选地，所述重质烃与所述一次稀释蒸汽的重量比为1：(0.1-0.5)，优选为1：(0.2-0.4)；

可选地，所述第一混合物料的温度为150-350℃，优选为190-300℃；

可选地，所述重质烃为轻质宽馏分原油，优选地，所述轻质宽馏分原油的API不小于35；

可选地，第一混合物料进行第二加热后的温度为400℃以下，优选范围为250-350℃；

可选地，所述过热后的二次稀释蒸汽的温度为400-630℃，优选为450-600℃；

可选地，所述重质烃与所述过热后的二次稀释蒸汽的重量比为1：(0.2-0.8)，优选为1：(0.3-0.65)。

3.根据权利要求2所述的方法，其中，步骤S2中，所述第二气相物料包含携带的蒸汽和所述重质烃中的轻质组分，所述液相物料包含所述重质烃中的重质组分；所述轻质组分的终馏点为540℃以下，所述重质组分的初馏点不高于所述轻质组分的终馏点；

可选地，所述分离助剂选自水和液态烃中的一种或两种；

可选地，所述重质烃与所述水的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)；或者，所述重质烃与所述液态烃的重量比为1：(0.01-0.2)，优选为1：(0.05-0.15)；

可选地，所述第二气相物料的温度为240-420℃，优选为290-380℃；

可选地，所述液态烃的终馏点小于所述重质烃的终馏点；优选地，所述液态烃的终馏点为200-540℃之间的任意值，进一步优选所述液态烃的终馏点为250-450℃之间的任意值，更优选所述液态烃的终馏点为300-400℃之间的任意值；

可选地，该方法还包括：所述分离助剂引入方式选自以下方式中的至少一种：沿气液分离器(6)轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的上方；或者沿气液分离器(6)轴向方向，水的引入位置在液态烃引入位置的下方；或者沿气液分离器(6)轴向方向，水的引入位置与液态烃引入位置位于同一平面。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：在使重质烃进入裂解炉之前，对重质烃的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括密度、馏程、杂质类型及其含量；可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及

对来自所述气液分离器(6)的气相物料的目标参数进行在线分析或定期离线分析，可选地，所述目标参数包括杂质类型及其含量，可选地，所述杂质包括胶质、沥青质、金属杂质、硫、氧、氮和重质组分中的一种或几种；以及，

确定引入所述气液分离器(6)的所述分离助剂的预先设定量；采用所述预先设定量向所述气液分离器(6)引入所述分离助剂；然后在气液分离过程中，根据在线监测或离线分析得到的所述气相物料的目标参数对所述分离助剂的引入量进行调整。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述蒸汽裂解炉至少包括原料加热段(1)、第一混合过热段(2)、稀释蒸汽过热段(3)、第二混合过热段(4)和辐射段(5)；

可选地，该方法还包括：

使所述第一混合物料进入第二对流段(2)进行第二加热，然后与经过所述稀释蒸汽过热段(3)过热得到的过热后的二次稀释蒸汽进行所述第二混合；以及

使来自所述气液分离器(6)的气相物料进入第二混合过热段(4)进行所述第三加热后进入蒸汽裂解炉的辐射段(5)进行蒸汽裂解。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，该方法还包括：

可选地，将来自气液分离器(6)的液相物料引入缓冲罐(9)缓冲后经泵(10)引出；使来自泵(10)的液相物料至少一部分回流至缓冲罐(9)；

可选地，该方法还进一步包括：

将来自储罐的重质烃进入电脱盐装置(11)中进行脱盐处理，然后引入所述原料加热段(1)。

7.一种重质烃裂解生产烯烃的系统，其特征在于，所述系统包括蒸汽裂解炉和气液分离器(6)；所述蒸汽裂解炉包括由上至下设置的对流段和辐射段(5)；

所述气液分离器(6)被构造成对所述重质烃进行气液分离，得到第一气相物料和第一液相物料；

所述气液分离器(6)包括分离助剂引入口，其中所述分离助剂引入口被构造成在分离过程中，将分离助剂引入所述气液分离器(6)与所述第一气相物料逆流接触，得到第二气相物料；

所述辐射段(5)被构造成使至少部分的所述第二气相物料进入蒸汽裂解炉的辐射段(5)进行裂解，得到包含烯烃的裂解产物。

8.根据权利要求7所述的系统，其中，所述对流段包括重质烃加热入口、重质烃加热出口、气相物料加热入口和气相物料加热出口；其中所述重质烃加热入口引入重质烃；

所述辐射段(5)包括待裂解入口和裂解产物出口；

所述气液分离器(6)包括气液分离入口、分离助剂引入口、第二气相物料出口和液相物料出口；

所述气液分离入口与所述对流段的重质烃加热出口连通，所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；所述对流段的气相物料加热出口与所述辐射段(5)的裂解入口连通；

可选地，所述蒸汽裂解炉的对流段包括原料加热段(1)、第一混合过热段(2)、稀释蒸汽过热段(3)和第二混合过热段(4)；

所述原料加热段(1)设有第一加热入口和第一加热出口；所述第一加热入口形成为所述对流段的重质烃加热入口；

可选地，所述第一混合过热段(2)设有第二加热入口和第二加热出口；所述第二加热入口与所述原料加热段(1)的第一加热出口通过所述第一管线连通，并且在所述第一管线上设有一次稀释蒸汽入口；所述第二加热出口与所述气液分离器(6)的气液分离入口通过所述第二管线连通；并且在所述第二管线上设置有二次稀释蒸汽入口，沿物料流动方向，所述一次稀释蒸汽入口设置于二次稀释蒸汽入口的上游；所述第二气相物料出口与对流段的气相物料加热入口连通；

可选地，所述分离助剂入口包括多个，其中至少一个分离助剂入口为水入口，至少一个分离助剂入口为液态烃入口；

可选地，所述稀释蒸汽过热段(3)设有第三加热入口和第三加热出口，所述第三加热入口与稀释蒸汽源连通，所述第三加热出口连接至所述第二管线上，且连接位置处形成为所述过热的二次稀释蒸汽出口；

可选地，所述第二混合过热段(4)设有第四加热入口和第四加热出口，所述第四加热入口形成为所述气相物料加热入口，所述第四加热出口形成为所述气相物料加热出口。

9.根据权利要求8所述的系统，其特征在于，该系统还包括第一混合器(7)、第二混合器(8)和电脱盐装置(11)，所述第一混合器(7)设置于所述第一管线上，所述第一混合器(7)包括第一混合入口、第二混合入口和第一混合出口，所述第一混合入口与所述原料加热段(1)的第一加热出口连通，所述第二混合入口形成为所述一次稀释蒸汽的入口，用于引入一次稀释蒸汽；所述第一混合出口与所述第一混合过热段(2)的第二加热入口连通；

所述第二混合器(8)设置于所述第二管线上；所述第二混合器(8)包括第三混合入口、第四混合入口和第二混合出口，所述第三混合入口与所述第一混合过热段(2)的第二加热出口连通，所述第四混合入口形成为所述二次稀释蒸汽，用于引入二次稀释蒸汽；所述第二混合出口与所述气液分离器(6)的气液分离入口连通；

所述电脱盐装置(11)包括脱盐入口和脱盐出口；所述脱盐入口用于引入原油，所述脱盐出口与所述原料加热段(1)的第一加热入口通过重质烃进料管线连通。

10.根据权利要求7所述的系统，其特征在于，沿所述气液分离器(6)轴向方向，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方；优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方0.1-10m；更优选地，所述水引入口位于所述气液分离入口的上方1-5m；

可选地，沿气液分离器(6)轴向方向，水引入口设于液态烃引入口的上方；或者水引入口设于液态烃引入口的下方，或者水引入口与液态烃引入口位于同一平面；

所述水引入口的引入管线上设有分离助剂第一控制阀，可选地，所述第一控制阀引用第一组分分析仪的信号，并与气液分离器(6)的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪和重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第一控制阀同时引用所述第一组分析仪及所述第二组分析仪控制所述分离助剂的引入量；和/或，

所述液态烃引入口的引入管线上设有分离助剂第二控制阀，所述第二控制阀引用第一组分分析仪的信号，所述第一组分分析仪与气液分离器(6)的第一气相物料出口的引出管线连通，用以通过监测所述气相物料的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀引用第二组分分析仪的信号，所述第二组分分析仪与重质烃进料管线连通，用以通过监测所述重质烃的目标参数控制所述分离助剂的引入量；可选地，所述第二控制阀同时引用所述第一组分析仪和所述第二组分析仪控制所述分离助剂的引入量；

可选地，所述第一控制阀所引用的控制信号来自以下仪器中的至少一种：第一流量计、第二流量计、第三流量计、第四流量计、第五流量计、第六流量计和第七流量计；

所述第一流量计与气液分离器(6)的第一气相物料出口的引出管线连通，用于测定第一气相物料出口的流量；所述第二流量计与水引入口的引入管线连通，用于测定水的流量；所述第三流量计与液态烃引入口的引入管线连通，用于测定所述液态烃的流量；所述第四流量计与气液分离器(6)的第一液相物料出口引入管线连通，用于测定第一液相物料的流量；所述第五流量计与一次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定一次稀释蒸汽量；所述第六流量计与二次稀释蒸汽进料管线连通，用于测定二次稀释蒸汽量；所述第七流量计与重质烃原料进料管线连通，用于测定重质烃原料进料量；

可选地，所述系统还包括缓冲罐(9)和泵(10)，所述缓冲罐(9)包括缓冲入口、缓冲出口和回流入口；缓冲入口与气液分离器(6)的液相物料出口连通，所述缓冲出口与泵(10)的入口连通；所述泵(10)的出口与可选的缓冲罐(9)的回流入口连通。

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