CN116240048A - 一种从原油生产基础有机化工原料的加工方法 - Google Patents
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Abstract
一种从原油生产基础有机化工原料的加工方法，该方法以全馏分原油为原料，经过脱盐脱水预处理，通过与高温换热介质换热后进行闪蒸分离为轻质石脑油和重质馏分油，利用催化裂解单元、蒸汽裂解、加氢裂化和产品分离单元，优选适合裂解和裂化的原料，将裂解和裂化原料性质组成与低碳烯烃、轻质芳烃等产物在分子结构上高度匹配，实现轻、重馏分的深度裂解和裂化转化，达到加工成本低、低碳烯烃和轻质芳烃收率高的目标。
Description
技术领域
本发明涉及石油加工领域，具体的说，本发明涉及一种从原油生产基础有机化工原料的加工方法。
背景技术
以乙烯、丙烯、丁烯为主的低碳烯烃和苯、甲苯、二甲苯为主的轻质芳烃是重要的基础有机化工原料，其需求一直保持高速增长。因此，原油生产低碳烯烃和轻质芳烃成为了石油炼制企业转型升级、提质增效的主要发展趋势。
传统炼厂加工流程主要由常减压、催化裂化、延迟焦化、汽柴油加氢等装置组成，对原油加工深度和广度不大，产品主要是汽油、煤油、柴油等燃料油。采用传统石油加工工艺流程，燃料型炼厂的低碳烯烃和轻质芳烃等基础化工原料收率约为10％，而采用从原油直接制基础化工原料收率大于40％，从而带来巨大经济效益和强有力的企业竞争力。
CN101253254A公开了一种使用全馏分原油原料生产烯烃的方法，该方法主要针对使用全馏分原油作为蒸汽裂解装置的原料，在少量或没有焦炭生成的条件下在常规蒸汽裂解装置内进行原油的预热和轻、重石油馏分的分离，轻馏分进行蒸汽裂解生产低碳烯烃，重馏分与裂解产生的渣油一起排出装置。
CN111116286A公开了一种石油烃制备低碳烯烃的方法和装置，主要也是针对蒸汽裂解装置的进料优化，该方法包括在减压状态下使用旋分装置将气化石油烃分离为蒸汽相和液相，蒸汽相进入蒸汽裂解装置生产低碳烯烃，从而实现提高石油烃原料的裂解效率，减少重质原料在裂解炉内的结焦。
CN111196936A公开了一种原油直接生产烯烃的组合方法和装置，该方法首先采用脱盐脱水等前处理脱除进料中的水分、金属、非金属等杂质，然后将改善后的原油送入蒸汽裂解装置的裂解炉对流段加热并进入气液分离器进行轻、重馏分分离，其中柴油及更轻的石油馏分送入裂解炉进行蒸汽裂解反应生成低碳烯烃，气液分离器分离得到的液体重馏分送入加氢单元进一步裂化，裂化产生的加氢尾油、轻石脑油等进一步送入裂解炉进行蒸汽裂解反应生成低碳烯烃。利用蒸汽裂解和加氢裂化的组合方法可以最大限度的多产低碳烯烃。
上述专利方法的最大特点就是省略了传统炼厂的常减压蒸馏等炼油装置，将原油直接供给蒸汽裂解装置，通过原油气液组分分离，气态轻馏分进入蒸汽裂解辐射段进行裂解，液态重馏分则作为炼厂其他装置原料，这在一定程度上实现了简化工艺流程，节省建设投资而且可以降低原料成本。但是，这些专利方法对原油质量要求较高，要求原油中含有更多的轻馏分，重馏分过多时容易在管道和气液分离器内壁结焦；蒸汽裂解装置的裂解温度高达800℃以上，使用预热段和辐射段对原油进行加热和裂解导致装置单体能耗高。此外，由于蒸汽裂解装置以轻质烷烃、石脑油、轻质油等石油烃类为原料，温度在800℃以上(一般不超过950℃)，并在有水蒸气存在的条件下，利用高温热解反应，发生分子断裂和脱氢反应，以自由基反应机理为主，由于产物分布中氢气和甲烷产率高，产物价值低，且反应温度高，能耗大，二氧化碳排放巨大，难以控制产品分布，尤其是丙烯/乙烯，不足以满足日益增长的需求。
为了提高传统炼厂低碳烯烃收率，中国石化开发了一系列重油催化裂解技术，例如DCC(CN 1004878、CN1034586)、CPP(CN 1030326、CN 1159416)、HCC(CN1030313、CN1215041)等工艺，可加工原油经过常减压蒸馏后获得的重质馏分油。这些重油催化裂解工艺的反应温度比蒸汽裂解温度低150-200℃，其能耗低于蒸汽裂解，其使用的催化剂有正碳离子反应机理和自由基反应机理的双重催化活性，有较高的低碳烯烃收率。但是，由于采用常减压蒸馏单元获得的重油作为加工原料，DCC工艺中重油转化率高时，低价值干气和焦炭产率也很高；CPP工艺存在着乙烯和低价值产物甲烷收率同时增加的问题；HCC反应机理以自由基机理为主，反应温度较高，仅靠再生催化剂烧焦难以满足热平衡需求，且能耗高于一般催化裂解工艺。因此，为了进一步提高低碳烯烃，需要改变催化裂解工艺目前主要加工重油原料的现状。
从原油直接制基础化工原料可以省略常减压蒸馏等高能耗装置，不仅使整体炼厂流程短、能耗低，还可以节省建设投资、降低原料成本；而直接加工原油面临的挑战是原油中重馏分难以汽化、一次裂化产品中燃油产率较高、催化剂失活快、干气和焦炭产率高等问题。目前炼厂的产品模式从主要生产汽油、航煤、柴油等馏分产品，向主要生产低碳烯烃、轻质芳烃等分子产品转变，当主要产品发生变化时，需要简化针对馏分产品生产的原油常减压蒸馏单元、重视分子产品生产的分离单元，选择更多适合裂解的原料增加反应转化深度，减少燃料产率的同时增加低碳烯烃、轻质芳烃的产率，从已有的公开专利来看，从原油直接生产低碳烯烃和轻质芳烃的专利较少，目前没有合适的综合加工工艺。
发明内容
本发明的目的在于提供一种从原油直接生产基础化学品的组合加工方法，以解决现有技术中从原油直接生产基础化学品的方法原油中重馏分难以汽化、一次裂化产品中燃油产率较高、催化剂失活快、干气和焦炭总产率高等问题。
为实现上述目的，本发明提供从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，包括如下步骤：
步骤一：原油进入脱盐脱水预处理单元，经过脱盐脱水后与高温换热介质进行换热；
步骤二：原油换热升温后进入闪蒸单元分离为轻质石脑油和重质馏分油；
步骤三：将步骤二的闪蒸后得到的轻质石脑油送入蒸汽裂解单元，进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产干气；
步骤四：将步骤二的闪蒸后得到的重质馏分油送入催化裂解单元，进入第一裂解反应器进行裂解反应；
步骤五：第一裂解反应器反应后的油气进入催化裂解单元的油气分馏装置，分离为干气、液化气、裂解汽油、回炼油和油浆；
步骤六：将步骤五得到的干气经过干气分离单元，分离出主产品乙烯和副产品氢气、甲烷和乙烷；
步骤七：将步骤五得到的液化气经过液化气分离单元，分离出主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，副产品丁烷进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃，副产干气；丁烯进一步送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯；
步骤八：将步骤五得到的裂解汽油经过汽油分离单元，分离出主产品轻质芳烃和富烷烃汽油和富烯烃汽油，富烷烃汽油进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富烯烃汽油进一步送回催化裂解单元与液化气分离单元分离出的丁烯一起进入第二裂解反应器进行反应，生产低碳烯烃和轻质芳烃，并送入油气分馏装置进行分离；
步骤九：将步骤五得到的回炼油经过回炼油分离单元，分离出富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油；富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与闪蒸后得到的重质馏分油一起进入第一裂解反应器进行反应，生产低碳烯烃和轻质芳烃，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产干气和液化气。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，原油的特性因数为11.5～13.0，优选12.0～12.7，原油中小于200℃的馏分的质量大于15wt％。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，原油经过脱盐脱水单元后原油的含水率小于0.5wt％，含盐量小于0.3mg/L。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，脱盐脱水后原油经过换热介质换热后达到220～300℃。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，所述换热单元的换热介质为催化裂解单元的高温裂解油气。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，所述闪蒸后得到的轻质石脑油馏程范围为初馏点～240℃，得到的重质馏分油馏程范围为>240℃馏分。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，蒸汽裂解单元的反应条件包括：反应温度为800～950℃，水油比为0.3～0.8，反应时间为0.05～2.0s，反应压力0.12～0.25MPa。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，所述催化裂解单元还包括催化剂再生器，为连续式反应-再生催化裂解装置，所述第一裂解反应器和第二裂解反应器是输送床与快速床或湍动床组合的气固流态化型式反应器。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，所述催化裂解单元中重质馏分油、富饱和烃馏分油、丁烯和富烯烃汽油是在裂解催化剂存在下进行裂解反应得到裂解油气；所述裂解催化剂为金属改性的FAU型分子筛、MFI分子筛和MTT分子筛混合成的复合催化剂。
具体的，所述的FAU型分子筛硅铝摩尔比为6～12；所述的MFI分子筛硅铝摩尔比为30-200；所述的MTT分子筛硅铝摩尔比为30-100。所述复合催化剂中FAU型分子筛、MFI分子筛和MTT分子筛的质量比为(1-2)：10：(0-3)。
所述的FAU型分子筛改性使用的金属的为本领域常规添加的稀土元素，具体譬如可以为镧系元素，具体譬如可以选自La(镧)、Ce(铈)、Pr(镨)、Nd(钕)、Pm(钷)、Sm(钐)、和Eu(铕)；优选地，所述复合催化剂中的稀土选自镧。
所述的MFI型分子筛改性使用的元素的为本领域常规添加的非金属元素、碱土元素和过渡金属元素，其中，非金属元素具体譬如可以为磷元素；碱土元素具体譬如可以选自Be(铍)、Mg(镁)、Ca(钙)、Sr(锶)、Ba(钡)，优选地，所述复合催化剂中的碱土元素选自Mg；过渡金属元素可以是属ⅠB、ⅡB、ⅣB、ⅦB、ⅧB族元素，具体譬如可以选自Ti(钛)、Mn(锰)、Fe(铁)、Co(钴)、Ni(镍)、Cu(铜)、Zn(锌)，优选地，所述复合催化剂中的过渡金属元素选自上述过渡金属的一种或两种。
所述的MTT型分子筛改性使用的元素的为本领域常规添加的非金属元素和过渡金属元素，其中，非金属元素具体譬如可以为磷元素；过渡金属元素可以是属ⅠB、ⅡB、ⅣB、ⅦB、ⅧB族元素，具体譬如可以选自Ti(钛)、Mn(锰)、Fe(铁)、Co(钴)、Ni(镍)、Cu(铜)、Zn(锌)，而根据本发明一些具体实施方案，其中，所述复合催化剂中的过渡金属元素选自上述过渡金属的一种或两种。
所述裂解催化剂在第一裂解反应器、第二裂解反应器和催化剂再生器之间往复流化循环，裂解催化剂在裂解反应器中参与反应，活性降低后进入催化剂再生器烧焦恢复活性。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，第二裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550～720℃，剂油比为10～40，水油比为0.2～0.5，反应时间为1.0～6.0s，反应压力0.1～0.25MPa。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，第一裂解反应器的反应条件包括：反应温度为530～650℃，剂油比为10～40，水油比为0.2～0.4，反应时间为2～8s，反应压力0.1～0.25MPa。
本发明所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其中，加氢裂化单元的反应条件包括：反应温度为300～450℃，氢油体积比为700～1500，重时空速为0.6～2.0h-1，反应压力3.0～10.0MPa。
本发明有益效果：
该方法以全馏分原油为原料，经过脱盐脱水预处理，通过与高温换热介质换热后进行闪蒸分离为轻质石脑油和重质馏分油，利用催化裂解单元、蒸汽裂解、加氢裂化和产品分离单元，优选适合裂解和裂化的原料，将裂解和裂化原料性质组成与低碳烯烃、轻质芳烃等产物在分子结构上高度匹配，实现轻、重馏分的深度裂解和裂化转化，达到加工成本低、低碳烯烃和轻质芳烃收率高的目标。
(1)利用简单的闪蒸单元代替了常规炼厂复杂、高能耗的常减压蒸馏单元，使整体原油加工流程短、能耗低，节省了建设投资。
(2)利用蒸汽裂解单元加工轻质石脑油，对轻馏分中烷烃进行有效裂解，提高低碳烯烃产率；
(3)利用具有两个循环流态化型式反应器的催化裂解单元，对原料适应性强，催化活性高，可以高效裂解重质烃类，操作成本低，低碳烯烃收率高。
(4)利用干气、液化气、裂解汽油、回炼油等产品分离单元，实现低碳烯烃、轻质芳烃等分子产品的精准分离，同时根据分子结构将进一步可转化的烃类分离出来，送入适合的加工单元深度裂解和裂化转化，提高低碳烯烃和轻质芳烃收率。
(5)利用催化裂解单元，对分离单元送出的裂解汽油中富烯烃汽油、回炼油中的富饱和烃馏分进行回炼转化，提高原油转化率、增加低碳烯烃和轻质芳烃收率。
(6)利用蒸汽裂解单元对分离单元送出的分子键能高、难裂解的丁烷和富烷烃汽油进行深度转化，实现小分子烷烃为原料生产低碳烯烃的目标。
(7)利用加氢裂化单元对回炼油中的芳烃进行加氢转化，控制加氢深度，实现多环芳烃为原料生产轻质芳烃的目标。
(8)三类反应工艺单元与产品分离组合，可以实现原油最大量生产低碳烯烃和轻质芳烃等基础化工原料，通过上述综合加工方法，可以获得40～65wt％低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)，8～25wt％的轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)，而常规炼厂仅可生产约20wt％的低碳烯烃和轻质芳烃等基础有机化工原料。
附图说明
图1为本发明实施例1的生产工艺示意图。
其中，附图标记：
1、3、6、8、9、11、13、15、17、18、19、20、22、24、26、28、29 管线；
2 脱盐脱水预处理单元；
4 预热单元；
5 第一裂解反应器；
7 油气分馏装置；
10 干气分离单元；
12 液化气分离单元
14 蒸汽裂解单元
16 汽油分离单元
21 回炼油分离单元
23 加氢裂化单元
25 闪蒸单元
27 第二裂解反应器
具体实施方式
下面通过实施例对本发明进行具体描述。有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明进行进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，该领域的技术熟练人员可以根据上述本发明内容对本发明作出一些非本质的改进和调整。
一种从原油生产基础有机化工原料的加工方法，包括：原油进入脱盐脱水预处理单元，经过脱盐脱水后原油在换热单元与换热介质交换热量升温，然后进入闪蒸单元分离为轻质石脑油和重质馏分油；闪蒸后得到的轻质石脑油送入蒸汽裂解单元，进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产少部分干气；闪蒸后得到的重质馏分油送入催化裂解单元，进入第一裂解反应器进行裂解反应；裂解反应器反应后的油气进入催化裂解单元的油气分馏装置，分离为干气、液化气、裂解汽油、回炼油和油浆；干气经过干气分离单元，分离出主产品乙烯和副产品氢气、甲烷和乙烷；液化气经过液化气分离单元，分离出主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，副产品丁烷进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气；丁烯进一步送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯；裂解汽油经过汽油分离单元，分离出主产品轻质芳烃和富烷烃汽油和富烯烃汽油，富烷烃汽油进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富烯烃汽油进一步送回催化裂解单元与液化气分离单元分离出的丁烯一起进入第二裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃；回炼油经过回炼油分离单元，分离出富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油；富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与闪蒸后得到的重质馏分油一起进入第一裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气。对于特性因数为11.5～13.0(优选12.0～12.7)的原油，经过上述综合工艺的加工可以获得40～65wt％低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)，8～25wt％的轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)，实现最大量生产基础有机化工原料。
更具体地，所述方法包括：
(1)原油进入脱盐脱水预处理单元，经过脱盐脱水后原油的含水率小于0.5wt％，含盐量小于0.3mg/L，送入换热单元；
(2)脱盐脱水后原油进入换热单元，与作为换热介质的催化裂解单元的高温裂解油气进行换热，换热后达到220～300℃；
(3)原油换热升温后进入闪蒸单元分离为轻质石脑油和重质馏分油；
(4)闪蒸后得到的轻质石脑油进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃；蒸汽裂解单元的反应条件包括：反应温度为800～950℃(优选820～900℃)，水油比为0.3～0.8(优选0.4～0.7)，反应时间为0.05～2.0s(优选0.2～0.4s)，反应压力0.12～0.25MPa(优选0.15～0.23MPa)；
(2)闪蒸后得到的重质馏分油送入催化裂解单元，进入气固流态化型式第一裂解反应器进行裂解反应，第一裂解反应器反应条件为：反应温度为530～650℃(优选550～600℃)，剂油比为10～40(优选10～20)，水油比为0.2～0.4(优选0.3～0.4)，反应时间为2～8s(优选4～6s)，反应压力0.1～0.25MPa(优选0.12～0.20MPa)；
(3)第一和第二裂解反应器裂解反应后的油气进入催化裂解单元的油气分馏装置，分离为干气、液化气、裂解汽油、回炼油和油浆；
(3)从催化裂解单元的油气分馏装置出来的干气进入干气分离单元，分离出主产品乙烯和副产品氢气、甲烷和乙烷；
(4)从催化裂解单元的油气分馏装置出来的液化气经过液化气分离单元，分离出主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，丁烷进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气，反应条件为：反应温度为800～950℃(优选820～900℃)，水油比为0.3～0.8(优选0.4～0.7)，反应时间为0.05～2.0s(优选0.2～0.4s)，反应压力0.12～0.25MPa(优选0.15～0.23MPa)；丁烯进一步送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯，第二裂解反应器反应条件为：反应温度为550～720℃(优选600～680℃)，剂油比为10～40(优选12～20)，水油比为0.2～0.5(优选0.2～0.4)，反应时间为1.0～6.0s(优选1.5～3.0s)，反应压力0.1～0.25MPa(优选0.15～0.20MPa)；
(5)从催化裂解单元的油气分馏装置出来的裂解汽油经过汽油分离单元，分离出主产品轻质芳烃、富烷烃汽油和富烯烃汽油；富烷烃汽油进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，反应条件为：反应温度为800～950℃(优选820～900℃)，水油比为0.3～0.8(优选0.4～0.7)，反应时间为0.05～2.0s(优选0.2～0.4s)，反应压力0.12～0.25MPa(优选0.15～0.23MPa)；富烯烃汽油进一步送回催化裂解单元与液化气分离单元分离出的丁烯一起进入第二裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，第二裂解反应器反应条件为：反应温度为550～720℃(优选600～680℃)，剂油比为10～40(优选12～20)，水油比为0.2～0.5(优选0.2～0.4)，反应时间为1.0～6.0s(优选1.5～3.0s)，反应压力0.1～0.25MPa(优选0.15～0.20MPa)。
(6)从催化裂解单元的油气分馏装置出来的回炼油经过回炼油分离单元，分离出来的富饱和烃馏分和富芳烃馏分，富饱和烃馏分进一步送回催化裂解单元，与闪蒸后得到的重质馏分油一起进入第一裂解反应器进行反应；第一裂解反应器的反应条件为：反应温度为530～650℃(优选550～600℃)，剂油比为10～40(优选10～20)，水油比为0.2～0.4(优选0.3～0.4)，反应时间为2～8s(优选4～6s)，反应压力0.1～0.25MPa(优选0.12～0.20MPa)。
(7)经过回炼油分离单元出来的富芳烃馏分进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气；加氢裂化单元的反应条件包括：反应温度为300～450℃(优选340～400℃)，氢油体积比为700～1500(优选800～1200)，重时空速为0.6～2.0h-1(优选0.8～1.5h-1)，反应压力3.0～10.0MPa(优选4～8MPa)。
实施例1
原油经过管线1进入脱盐脱水预处理单元2，脱盐脱水后含水率小于0.5wt％，含盐量小于0.3mg/L，经过脱盐脱水后原油经过管线3进入换热单元4与换热介质进行换热，换热后达到220～300℃，经过换热后进入闪蒸单元25分离为轻质石脑油(初馏点-240℃)和重质馏分油(>240℃)；闪蒸后得到的轻质石脑油经过管线26进一步送入蒸汽裂解单元14进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产少量干气；闪蒸后得到的重质馏分油经过管线29进入催化裂解单元的第一裂解反应器5进行裂解反应，反应后的油气经过管线6进入催化裂解单元的油气分馏装置7，分离为干气、液化气、裂解汽油、回炼油和油浆，油浆经过管线8送出装置；干气经过管线9进入干气分离单元10，分离出主产品乙烯和副产品氢气、甲烷和乙烷；液化气经过管线11进入液化气分离单元12，分离出主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，副产品丁烷经过管线13进一步送入蒸汽裂解单元14进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气；丁烯经过管线28进一步送回催化裂解单元进入第二裂解反应器27进行反应生产乙烯和丙烯；裂解汽油经过管线15进入汽油分离单元16，分离出主产品轻质芳烃、富烷烃汽油和富烯烃汽油，轻质芳烃通过管线19送出装置，富烷烃汽油经过管线17进一步送入蒸汽裂解单元14进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富烯烃汽油经过管线18进一步送回催化裂解单元的第二裂解反应器27进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃；回炼油经过管线20进入回炼油分离单元21，分离出富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油；富饱和烃馏分油经过管线24进一步送回催化裂解单元与重质馏分油混合进入第一裂解反应器5进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富芳烃馏分油经过管线22进入加氢裂化单元23进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气。
本实施例采用的原料为特性因数为13.0的原油，其性质见表1.1。
本实施例裂解反应的催化剂(购自中国石油兰州催化剂分公司，催化剂牌号：LPS-67C)为：镧含量为1wt％的FAU型分子筛，磷含量为4wt％、镁含量为0.5wt％、铁含量为3wt％、钛含量为0.1wt％的MFI型分子筛，磷含量为2wt％、锌含量为1wt％的MTT型分子筛混合成的复合催化剂；所述复合催化剂中FAU型分子筛、MFI型分子筛和MTT型分子筛的质量比为1：10：3，所述MFI型分子筛硅铝摩尔比为30，MTT型分子筛硅铝摩尔比为60。
表1.1原料油性质
以单位质量原油为基准，经过闪蒸后得到的68.09wt％重质馏分油进入催化裂解单元的第一裂解反应器进行裂解反应，表1.2为催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件，表1.3为催化裂解单元的产品分布。闪蒸后得到的31.91wt％轻质石脑油经进入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产少量干气(工艺操作条件及主要产品分布见表1.7和表1.8)。
表1.2催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件
表1.3催化裂解单元的产品分布/wt％(以单位质量重质馏分油为基准)
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解干气收率为16.94wt％，其中乙烯收率为12.17wt％(见表1.3)；其中催化裂解液化气收率为56.15wt％，其中丙烯收率为30.30wt％，丁烯收率为14.69wt％，丁烷收率为8.10wt％(见表1.3)；进入干气分离单元的干气组成如表1.4所示，分离后分别作为氢气、甲烷、乙烷和乙烯产品。
表1.4进入干气分离单元的干气组成/wt％
进入液化气分离单元的液化气组成如表1.5所示，分离后得到主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，分离出的丁烷进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气(工艺操作条件及主要产品分布见表1.7和表1.8)。分离出的丁烯送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯(工艺操作条件及主要产品分布见表1.2和表1.3)。
表1.5进入液化气分离单元的液化气组成/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解汽油收率为14.08wt％(见表1.3)，进入汽油分离单元的汽油组成和分离后富烷烃汽油、富烯烃汽油的组成如表1.6所示，分离出的富烷烃汽油进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表1.7和表1.8)，分离出的富烯烃汽油送回催化裂解单元的第二裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表1.2和表1.3)。
表1.6进入分离单元的汽油组成和分离后富烷烃、富烯烃汽油及轻质芳烃的组成/wt％
表1.7为轻质石脑油、丁烷与富烷烃汽油进入蒸汽裂解单元反应的工艺操作条件，表1.8为蒸汽裂解单元的主要产品分布。
表1.7蒸汽裂解单元的工艺操作条件
表1.8蒸汽裂解单元的主要产品分布/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解回炼油收率为2.05wt％(见表1.3)，进入回炼油分离单元的回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成如表1.9所示。分离出的富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与重质馏分油混合进入第一裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表1.2和表1.3)，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气。
表1.9回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成/wt％
表1.10为富芳烃馏分油进入加氢裂化单元反应的工艺操作条件，表1.11为加氢裂化单元的主要产品分布。
表1.10富芳烃馏分油加氢裂化单元反应的工艺操作条件
表1.11加氢裂化单元的主要产品分布/wt％
各裂解和裂化工艺低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表1.12所示，以单位质量原油为基准，催化裂解获得38.92wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和7.82wt％的轻质芳烃，蒸汽裂解获得18.72wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和6.81wt％的轻质芳烃，加氢裂化获得0.79wt％的轻质芳烃。
表1.12各裂解和裂化工艺低碳烯烃和轻质芳烃收率(以单位质量原油为基准)
以单位质量原油为基准，采用该综合加工方法，可获得的低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表1.13所示，与目前的炼化一体化炼厂的低碳烯烃产率和轻质芳烃产率相对比(恒力石化20Mt/a炼化一体化项目全面投产，中国石化有机原料科技情报中心站.石油化工技术与经济，2019，35(04)：37.抗疫情敢担当恒力石化(大连)150万t/a乙烯项目所有化工装置产出合格产品，石油化工设计，2020，37(01):14.)，低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯)提高47.00个百分点，乙烯+丙烯收率提高35.26个百分点，低碳烯烃+轻质芳烃收率提高39.72个百分点。
表1.13综合工艺与目前炼化一体化炼厂的低碳烯烃、轻质芳烃收率对比/wt％
实施例2
方法流程简介与实施例1一致。
本实施例采用的原料为特性因数为11.5的原油，其性质见表2.1。
本实施例裂解反应的催化剂(购自中国石油兰州催化剂分公司，催化剂牌号：LPS-67C)为：镧含量为3wt％的FAU型分子筛，磷含量为2wt％、镁含量为1wt％、铁含量为4wt％、镍含量为1wt％的MFI型分子筛，磷含量为2wt％、锌含量为0.5wt％的MTT型分子筛混合成的复合催化剂；所述复合催化剂中FAU型分子筛、MFI型分子筛和MTT型分子筛的质量比为2：10：1，所述MFI型分子筛硅铝摩尔比为100，MTT型分子筛硅铝摩尔比为70。
表2.1原料油性质
以单位质量原油为基准，经过闪蒸后得到的84.87wt％重质馏分油进入催化裂解单元的第一裂解反应器进行裂解反应，表2.2为催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件，表2.3为催化裂解单元的产品分布。闪蒸后得到的15.13wt％轻质石脑油经进入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产少量干气(工艺操作条件及主要产品分布见表2.7和表2.8)。
表2.2催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件
表2.3催化裂解单元的产品分布/wt％(以单位质量重质馏分油为基准)
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解干气收率为11.87wt％，其中乙烯收率为6.85wt％(见表2.3)；其中催化裂解液化气收率为43.42wt％，其中丙烯收率为21.73wt％，丁烯收率为14.35wt％，丁烷收率为5.58wt％(见表2.3)；进入干气分离单元的干气组成如表2.4所示，分离后分别作为氢气、甲烷、乙烷和乙烯产品。
表2.4进入干气分离单元的干气组成/wt％
进入液化气分离单元的液化气组成如表2.5所示，分离后得到主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，分离出的丁烷进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气(工艺操作条件及主要产品分布见表2.7和表2.8)。分离出的丁烯送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯(工艺操作条件及主要产品分布见表2.2和表2.3)。
表2.5进入液化气分离单元的液化气组成/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解汽油收率为29.71wt％(见表2.3)，进入汽油分离单元的汽油组成和分离后富烷烃汽油、富烯烃汽油的组成如表2.6所示，分离出的富烷烃汽油进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表2.7和表2.8)，分离出的富烯烃汽油送回催化裂解单元的第二裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表2.2和表2.3)。
表2.6进入分离单元的汽油组成和分离后富烷烃、富烯烃汽油及轻质芳烃的组成/wt％
表2.7为丁烷与富烷烃汽油进入蒸汽裂解单元反应的工艺操作条件，表2.8为蒸汽裂解单元的主要产品分布。
表2.7蒸汽裂解单元的工艺操作条件
表2.8蒸汽裂解单元的主要产品分布/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解回炼油收率为4.34wt％(见表2.3)，进入回炼油分离单元的回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成如表2.9所示。分离出的富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与重质馏分油混合进入第一裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表2.2和表2.3)，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气。
表2.9回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成/wt％
表2.10为富芳烃馏分油进入加氢裂化单元反应的工艺操作条件，表2.11为加氢裂化单元的主要产品分布。
表2.10富芳烃馏分油加氢裂化单元反应的工艺操作条件
表2.11加氢裂化单元的主要产品分布/wt％
各裂解和裂化工艺低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表2.12所示，以单位质量原油为基准，催化裂解获得36.44wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和16.60wt％的轻质芳烃，蒸汽裂解获得10.49wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和5.63wt％的轻质芳烃，加氢裂化获得1.79wt％的轻质芳烃。
表2.12各裂解和裂化工艺低碳烯烃和轻质芳烃收率(以单位质量原油为基准)
以单位质量原油为基准，采用该综合加工方法，可获得的低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表2.13所示，与目前的炼化一体化炼厂的低碳烯烃产率和轻质芳烃产率相对比(恒力石化20Mt/a炼化一体化项目全面投产，中国石化有机原料科技情报中心站.石油化工技术与经济，2019，35(04)：37.抗疫情敢担当恒力石化(大连)150万t/a乙烯项目所有化工装置产出合格产品，石油化工设计，2020，37(01):14.)，低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯)提高36.30个百分点，乙烯+丙烯收率提高23.21个百分点，低碳烯烃+轻质芳烃收率提高37.61个百分点。
表2.13组合工艺与目前炼化一体化炼厂的低碳烯烃、轻质芳烃收率对比/wt％
实施例3
方法流程简介与实施例1一致。
本实施例采用的原料为特性因数为12.4的原油，其性质见表3.1。
本实施例裂解反应的催化剂(购自中国石油兰州催化剂分公司，催化剂牌号：LPS-67C)为：镧含量为2wt％的FAU型分子筛，磷含量为3wt％、镁含量为0.8wt％、铁含量为5wt％、钴含量为0.5wt％的MFI型分子筛，磷含量为2wt％、锌含量为0.7wt％的MTT型分子筛混合成的复合催化剂；所述复合催化剂中FAU型分子筛、MFI型分子筛和MTT型分子筛的质量比为2：10：2，所述MFI型分子筛硅铝摩尔比为80，MTT型分子筛硅铝摩尔比为65。
表3.1原料油性质
以单位质量原油为基准，经过闪蒸后得到的78.05wt％重质馏分油进入催化裂解单元的第一裂解反应器进行裂解反应，表3.2为催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件，表3.3为催化裂解单元的产品分布。闪蒸后得到的21.95wt％轻质石脑油经进入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产少量干气(工艺操作条件及主要产品分布见表3.7和表3.8)。
表3.2催化裂解单元裂解反应器的工艺操作条件
表3.3催化裂解单元的产品分布/wt％(以单位质量重质馏分油为基准)
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解干气收率为13.56wt％，其中乙烯收率为8.74wt％(见表3.3)；其中催化裂解液化气收率为52.26wt％，其中丙烯收率为27.44wt％，丁烯收率为14.36wt％，丁烷收率为7.57wt％(见表3.3)；进入干气分离单元的干气组成如表3.4所示，分离后分别作为氢气、甲烷、乙烷和乙烯产品。
表3.4进入干气分离单元的干气组成/wt％
进入液化气分离单元的液化气组成如表3.5所示，分离后得到主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，分离出的丁烷进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃，副产少部分干气(工艺操作条件及主要产品分布见表3.7和表3.8)。分离出的丁烯送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯(工艺操作条件及主要产品分布见表3.2和表3.3)。
表3.5进入液化气分离单元的液化气组成/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解汽油收率为20.39wt％(见表3.3)，进入汽油分离单元的汽油组成和分离后富烷烃汽油、富烯烃汽油的组成如表3.6所示，分离出的富烷烃汽油进入蒸汽裂解装置进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表3.7和表3.8)，分离出的富烯烃汽油送回催化裂解单元的第二裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表3.2和表3.3)。
表3.6进入分离单元的汽油组成和分离后富烷烃、富烯烃汽油及轻质芳烃的组成/wt％
表3.7为丁烷与富烷烃汽油进入蒸汽裂解单元反应的工艺操作条件，表3.8为蒸汽裂解单元的主要产品分布。
表3.7蒸汽裂解单元的工艺操作条件
表3.8蒸汽裂解单元的主要产品分布/wt％
以单位质量重质馏分油为基准，催化裂解单元油气分馏装置出来的催化裂解回炼油收率为3.24wt％(见表3.3)，进入回炼油分离单元的回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成如表3.9所示。分离出的富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与重质馏分油混合进入第一裂解反应器进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃(工艺操作条件及主要产品分布见表3.2和表3.3)，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产少部分干气和液化气。
表3.9回炼油组成和分离后富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油的组成/wt％
表3.10为富芳烃馏分油进入加氢裂化单元反应的工艺操作条件，表3.11为加氢裂化单元的主要产品分布。
表3.10富芳烃馏分油加氢裂化单元反应的工艺操作条件
表3.11加氢裂化单元的主要产品分布/wt％
各裂解和裂化工艺低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表3.12所示，以单位质量原油为基准，催化裂解获得39.45wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和11.91wt％的轻质芳烃，蒸汽裂解获得13.70wt％的低碳烯烃(乙烯+丙烯+丁烯)和6.77wt％的轻质芳烃，加氢裂化获得1.31wt％的轻质芳烃。
表3.12各裂解和裂化工艺低碳烯烃和轻质芳烃收率(以单位质量原油为基准)
以单位质量原油为基准，采用该综合加工方法，可获得的低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯、乙烯+丙烯)和轻质芳烃(苯+甲苯+二甲苯)收率见表3.13所示，与目前的炼化一体化炼厂的低碳烯烃产率和轻质芳烃产率相对比(恒力石化20Mt/a炼化一体化项目全面投产，中国石化有机原料科技情报中心站.石油化工技术与经济，2019，35(04)：37.抗疫情敢担当恒力石化(大连)150万t/a乙烯项目所有化工装置产出合格产品，石油化工设计，2020，37(01):14.)，低碳烯烃收率(乙烯+丙烯+丁烯)提高42.51个百分点，乙烯+丙烯收率提高30.11个百分点，低碳烯烃+轻质芳烃收率提高39.79个百分点。
表3.13组合工艺与目前炼化一体化炼厂的低碳烯烃、轻质芳烃收率对比/wt％
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明权利要求的保护范围。
Claims (12)
1.一种从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，包括如下步骤：
步骤一：原油进入脱盐脱水预处理单元，经过脱盐脱水后与高温换热介质进行换热；
步骤二：原油换热升温后进入闪蒸单元分离为轻质石脑油和重质馏分油；
步骤三：将步骤二的闪蒸后得到的轻质石脑油送入蒸汽裂解单元，进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，副产干气；
步骤四：将步骤二的闪蒸后得到的重质馏分油送入催化裂解单元，进入第一裂解反应器进行裂解反应；
步骤五：第一裂解反应器反应后的油气进入催化裂解单元的油气分馏装置，分离为干气、液化气、裂解汽油、回炼油和油浆；
步骤六：将步骤五得到的干气经过干气分离单元，分离出主产品乙烯和副产品氢气、甲烷和乙烷；
步骤七：将步骤五得到的液化气经过液化气分离单元，分离出主产品丙烯、丁烯和副产品丙烷和丁烷，副产品丁烷进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃，副产干气；丁烯进一步送回催化裂解单元进入第二裂解反应器进行反应生产乙烯和丙烯；
步骤八：将步骤五得到的裂解汽油经过汽油分离单元，分离出主产品轻质芳烃和富烷烃汽油和富烯烃汽油，富烷烃汽油进一步送入蒸汽裂解单元进行反应生产低碳烯烃和轻质芳烃，富烯烃汽油进一步送回催化裂解单元与液化气分离单元分离出的丁烯一起进入第二裂解反应器进行反应，生产低碳烯烃和轻质芳烃，并送入油气分馏装置进行分离；
步骤九：将步骤五得到的回炼油经过回炼油分离单元，分离出富饱和烃馏分油和富芳烃馏分油；富饱和烃馏分油进一步送回催化裂解单元与闪蒸后得到的重质馏分油一起进入第一裂解反应器进行反应，生产低碳烯烃和轻质芳烃，富芳烃馏分油进入加氢裂化单元进行加氢裂化转化生产轻质芳烃，副产干气和液化气。
2.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，原油的特性因数为11.5～13.0，优选12.0～12.7，原油中小于200℃的馏分的质量大于15wt％。
3.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，原油经过脱盐脱水单元后原油的含水率小于0.5wt％，含盐量小于0.3mg/L。
4.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，脱盐脱水后原油经过换热介质换热后达到220～300℃。
5.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，所述换热单元的换热介质为催化裂解单元的高温裂解油气。
6.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，闪蒸后得到的轻质石脑油馏程范围为初馏点～240℃，得到的重质馏分油馏程范围为>240℃馏分。
7.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，蒸汽裂解单元的反应条件包括：反应温度为800～950℃，水油比为0.3～0.8，反应时间为0.05～2.0s，反应压力0.12～0.25MPa。
8.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，所述催化裂解单元还包括催化剂再生器，为连续式反应-再生催化裂解装置，所述第一裂解反应器和第二裂解反应器是输送床与快速床或湍动床组合的气固流态化型式反应器。
9.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，所述催化裂解单元中重质馏分油、富饱和烃馏分油、丁烯和富烯烃汽油是在裂解催化剂存在下进行裂解反应得到裂解油气；所述裂解催化剂为金属改性的FAU型分子筛、MFI分子筛和MTT分子筛混合成的复合催化剂。
10.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，第二裂解反应器的反应条件包括：反应温度为550～720℃，剂油比为10～40，水油比为0.2～0.5，反应时间为1.0～6.0s，反应压力0.1～0.25MPa。
11.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，第一裂解反应器的反应条件包括：反应温度为530～650℃，剂油比为10～40，水油比为0.2～0.4，反应时间为2～8s，反应压力0.1～0.25MPa。
12.根据权利要求1所述的从原油生产基础有机化工原料的加工方法，其特征在于，加氢裂化单元的反应条件包括：反应温度为300～450℃，氢油体积比为700～1500，重时空速为0.6～2.0h-1，反应压力3.0～10.0MPa。
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