CN116286086A - 一种轻质原油制烯烃的方法 - Google Patents

一种轻质原油制烯烃的方法 Download PDF

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Abstract

本申请提供了一种轻质原油制烯烃的方法，包括如下步骤：1)轻质原油在脱轻烃塔内脱除轻烃组分，余下的混合物a进入抽提塔；2)通过溶剂抽提将抽提塔内的所述混合物a分为抽出油和抽余油；3)将步骤2)中的所述抽余油和步骤1)中得到的轻烃进入第一汽提塔，塔顶得到的混合物b进入裂解炉进行裂解反应制备烯烃，塔底得到混合物c；4)步骤3)得到的所述混合物c进入第二汽提塔，从塔顶分离出的混合物d送往裂解炉进行裂解反应制备烯烃。

Description

一种轻质原油制烯烃的方法
技术领域
本文涉及但不限于轻质原油全流程脱芳烃和乙烯裂解技术领域，尤其涉及但不限于一种轻质原油制烯烃工艺技术。
背景技术
近年来，中国成品油消费增速放缓，而化工产品需求增长较大，尤其是乙烯需求量仍有较大的发展空间，炼油向化工转型升级已成炼化业务高质量发展的必然路线。乙烯原料成本在乙烯装置总成本中占比80％以上，选择经济的原料对降低乙烯成本具有重要意义。传统乙烯原料为石脑油，而石脑油同时也是芳烃和汽油的重要原料，石脑油资源短缺，同时以石脑油为原料的乙烯也面临着来自煤化工及乙烷、轻烃裂解等低成本乙烯的竞争压力。
为降低生产成本，原油直接制乙烯在世界范围内已成为原油资源优化利用的热点技术之一。埃克森美孚公司的技术是将原油直接供给裂解炉，在裂解炉的对流段和辐射段间加入一个闪蒸罐，将原油预加热后通过闪蒸分离出较轻组分，并返回炉内辐射段盘管进行裂解，在闪蒸罐底部收集的重质液体组分被送至邻近的埃克森美孚炼油厂，或进入商业市场销售。该工艺没有对乙烯原料进行处理，乙烯原料占原油总量的比率较小。沙特阿美公司和沙特基础工业公司的技术将原油直接送到加氢裂化装置，先脱硫将较轻质组分分离出来，较轻组分被送到传统的蒸汽裂解装置进行裂解，较重质组分则被送到专门开发的深度催化裂化装置进行烯烃最大化生产，该工艺预计将实现接近50％的从原油到化学品直接转化率。该工艺需要加氢和深度催化裂化，能耗较高。
轻质原油主要成分是低碳烃类混合物，并含有少量硫化物等杂质，重质烃类和非烃组分的含量都比一般原油低，挥发性好，是比传统原油更具备优势的乙烯原料资源。但是，由轻质原油中包含较多的芳烃，而芳烃不是好的乙烯裂解原料，易结焦，导致裂解收率低，裂解炉运行周期变短。因此，有必要脱除轻质原油中的芳烃。
轻质原油中的重组分含有胶质、沥青质、重金属等物质，这也使得轻质原油不是好的裂解原料，也会增加裂解炉管的结焦，影响裂解炉运行周期，必须将重组分进行分离，轻质原油馏程范围较宽，轻组分和重组分的最佳裂解温度不同，需要分段进料。通常石油组分分段切割采用蒸馏或闪蒸的方式，蒸馏方式分离清晰度高但高能耗大，闪蒸方式分离清晰度低。
发明内容
以下是对本文详细描述的主题的概述。本概述并非是为了限制权利要求的保护范围。
本申请解决了轻质原油脱芳烃、脱沥青质胶质重金属等技术问题，利用轻质原油直接制乙烯，跨过炼油生产过程不产生油品，最大化生产烯烃、降低乙烯原料成本，减少工程投资和能耗，在化石燃料逐步被新能源取代的趋势下，为炼油向化工转型提供新方法新途径。
本申请采用对轻质原油脱芳处理加裂解炉分段进料的组合工艺，解决乙烯原料占原油比率低，能耗高的问题。脱芳烃主要有加氢和芳烃抽提两种工艺。加氢脱芳烃能耗较高。目前芳烃抽提的原料主要是C6至C7组分或柴油组分，原料馏分段范围相对较窄，现有芳烃抽提工艺不适合轻质原油全馏分段脱芳烃，本申请采用改进的芳烃抽提工艺解决轻质原油全馏分段脱芳烃的技术问题。
本申请采用汽提的方式对脱除芳烃的轻质原油进行分段处理和脱尾处理，裂解炉采用分段进料，提高乙烯裂解收率。
本申请提供一种轻质原油制烯烃工艺技术，首先对轻质原油全馏分进行芳烃抽提，脱除石脑油和部分柴油馏分段中的芳烃；然后脱除部分芳烃的轻质原油在两个汽提塔中分为石脑油馏分、柴油和蜡油馏分、渣油馏分，石脑油馏分、柴油和蜡油馏分别进入裂解炉进行裂解，渣油馏分送往炼油区。通过将轻质原油脱芳烃、分段进料和切尾处理，来提高乙烯裂解烯烃收率，减少结焦，确保裂解炉结焦满足运行周期要求。
本申请提供了一种轻质原油制烯烃方法，包括如下步骤：
1)轻质原油在脱轻烃塔内脱除轻烃，组分余下的混合物a进入抽提塔；
2)通过溶剂抽提将抽提塔内的所述混合物a分为抽出油(富含芳烃)和抽余油(脱除芳烃)；
3)将步骤2)中的所述抽余油和步骤1)中得到的轻烃进入第一汽提塔(塔底设有汽提蒸汽)，第一汽提塔塔顶得到的混合物b(气相)进入裂解炉进行裂解反应制备烯烃，第一汽提塔塔底得到混合物c；
4)步骤3)得到的所述混合物c进入第二汽提塔(塔底设有汽提蒸汽)，从第二汽提塔塔顶分离出的混合物d送往裂解炉进行裂解反应制备烯烃。
在本申请提供的一种实施方式中，所述烯烃为乙烯、丙烯和丁二烯等；
在本申请提供的一种实施方式中，所述轻烃组分包括丙烷、C4、C5以及C6烷烃；
在本申请提供的一种实施方式中，步骤2)中的所述抽余油和步骤1)中得到的轻烃先在换热装置中加热，再进入所述第一汽提塔；
在本申请提供的一种实施方式中，所述混合物c先在所述换热装置中进行加热，再进入第二汽提塔。
可选地，第一汽提塔和第二汽提塔塔底采用水蒸汽进行汽提；可选地，水蒸汽先在所述换热装置中进行加热，再分为水蒸汽1和水蒸汽2，所述水蒸汽1进入第一汽提塔和蒸汽2进入第二汽提塔。
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热装置为裂解炉的对流段，使用对流段中的烟气进行热交换。
在本申请提供的一种实施方式中，第一汽提塔塔顶获得的混合物中所述水蒸汽1占第一汽提塔塔顶获得的所述混合物的25wt.％至40wt.％，所述水蒸汽1在第一汽提塔塔底的温度为300℃至450℃；
在本申请提供的一种实施方式中，第二汽提塔塔顶获得的混合物中所述水蒸汽2占第二汽提塔塔顶获得的所述混合物的30wt.％至50wt.％，所述水蒸汽2在第二汽提塔塔底的温度为300℃至450℃；
在本申请提供的一种实施方式中，所述第一汽提塔塔顶馏分的干点为180℃至250℃，
在本申请提供的一种实施方式中，所述第二汽提塔塔顶馏分的干点350℃至510℃。
在本申请提供的一种实施方式中，步骤2)中所述抽余油在进入第一汽提塔之前还经过了水洗。
在本申请提供的一种实施方式中，步骤3)中得到的气相在裂解炉中的第一辐射室进行裂解反应制备烯烃；
在本申请提供的一种实施方式中，步骤4)中得到的混合物d在裂解炉中的第二辐射室进行裂解反应制备烯烃。
在本申请提供的一种实施方式中，所述第一辐射室的出口温度为830℃至870℃；所述第二辐射室的出口温度为820℃至860℃。
在本申请提供的一种实施方式中，所述抽提塔的操作压力为0.5MPaG至0.9MPaG，操作温度为90℃至120℃，所述溶剂与混合物a的质量比为(1.5至3):1；
在本申请提供的一种实施方式中，所述溶剂选自环丁砜、三甘醇、二甲基亚砜和N甲基吡咯烷酮中的任意一种或更多种；在选用溶剂时权衡了轻质原油中的芳烃脱除率、非芳损失、溶剂回收难易程度，溶剂的溶解性越强芳烃脱除率越大但是非芳损失也越大，溶剂回收也越困难，反之则反；
在本申请提供的一种实施方式中，步骤2)中所述溶剂选自所述环丁砜和所述三甘醇的混合物；
在本申请提供的一种实施方式中，步骤2)中所述溶剂选自所述环丁砜与所述三甘醇按质量比0.5至1.5:1混合的混合物。
在本申请提供的一种实施方式中，所述第一汽提塔的进料温度为200℃至230℃，所述第二汽提塔的进料温度为230℃至360℃；
在本申请提供的一种实施方式中，所述第一汽提塔的操作压力0.6MPaG至0.9MPaG；
在本申请提供的一种实施方式中，所述第二汽提塔的操作压力0.4MPaG至0.7MPaG；
在本申请提供的一种实施方式中，所述脱轻烃塔的操作压力为0.1MPaG至0.4MPaG；优选地，脱轻烃塔塔顶温度为70℃至90℃，优选地，所述脱轻烃塔塔底温度为160℃至180℃。
在本申请提供的一种实施方式中，所述抽提塔的操作压力为0.5MPaG至0.9MPaG，操作温度为90℃至120℃。
在本申请提供的一种实施方式中，步骤2)中所述抽余油在进入第一汽提塔之前还经过了水洗。
在本申请提供的一种实施方式中，所述抽出油中包括水、所述溶剂、芳烃和重烃等，所述方法包括还将抽出油中的水、所述溶剂、芳烃和重烃进行分离，所述将抽出油中的水、所述溶剂、芳烃和重烃进行分离的方法包括以下步骤：
a)将所述抽出油分相分层，使得所述抽出油分为上层重烃和下层富溶剂；
b)对所述富溶剂加热(加热后可以进入分馏塔)，分别得到所述富溶剂中的溶剂、水和芳烃等；
在步骤b)加热之前的所述富溶剂与未分相分层的所述抽出油先进行热交换；
步骤b)收集的溶剂进入所述溶剂抽提塔中循环使用；优选地，在步骤b)加热之前的所述富溶剂与步骤b)收集的进入所述溶剂抽提塔之前的所述溶剂进行热交换。
又一方面，本申请提供了一种轻质原油制烯烃的装置，其特征在于，包括脱轻烃模块、抽提模块、汽提模块和裂解模块；
所述汽提模块包括第一汽提装置和第二汽提装置，所述裂解模块包括裂解室；
所述脱轻烃模块包括轻质原油入口，轻烃出口和余料出口1；
所述抽提模块包括原料入口，溶剂入口、抽余油出口和抽出油出口；
所述第一汽提装置包括汽提装置出口1和汽提装置出口2和第一汽提气体入口和第一汽提装置原料入口；
所述第二汽提装置包括汽提装置出口3和汽提装置出口4和第二汽提气体入口和第二汽提装置原料入口；
轻质原油从所述轻质原油入口处进入所述脱轻烃模块，所述脱轻烃模块中的所述余料出口1与所述抽提模块的原料入口连通；
所述抽余油出口与所述轻烃出口和所述第一汽提装置原料入口连通；所述抽出油出口被配置成排出除抽余油外的剩余物；
所述第一汽提装置出口1与所述裂解室的原料入口连通；所述第一汽提装置出口2与所述第二汽提装置原料入口连通；
所述第二汽提装置出口1与所述裂解室的原料入口连通，所述第二汽提装置出口2被配置成排出汽提后剩余物。
在本申请提供的一种实施方式中，所述轻质原油制烯烃的装置用于实现上述一种轻质原油制烯烃的方法。
在本申请提供的一种实施方式中，所述装置还包括换热模块，所述换热模块被配置成对进入第一汽提装置原料入口的物料加热；
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块包括换热模块入口1、换热模块出口1、换热模块入口2和换热模块出口2；
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块入口1与所述轻烃出口连通，所述换热模块入口1与所述抽余油出口连通；所述换热模块出口1与所述第一汽提装置原料入口连通；
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块入口2与汽提气体源连通，所述换热模块出口2与所述第一汽提气体入口连通，所述换热模块出口2与所述第二汽提气体入口连通。
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块还包括换热模块入口3和换热模块出口3；
所述换热模块还被配置成对进入第二汽提装置的物料加热；
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块入口3与所述第一汽提装置出口2连通，所述换热模块出口3与所述第二汽提装置原料入口连通。
在本申请提供的一种实施方式中，所述裂解室包括裂解室1和裂解室2；
所述第一汽提装置的出口1与所述裂解室1的原料入口连通，裂解后获得的烯烃等从所述裂解室1的出口排出；
所述第二汽提装置的出口1与所述裂解室2的原料入口连通，裂解后获得的烯烃等从所述裂解室2的出口排出。
在本申请提供的一种实施方式中，所述装置还包括重烃分液模块和溶剂回收模块；
所述重烃分液模块包括抽出油入口和重烃出口和富溶剂出口；
所述溶剂回收模块包括富溶剂入口和溶剂出口、芳烃出口和水出口；
所述抽出油入口与所述抽出油出口连通；所述富溶剂出口与所述富溶剂入口连通；
所述溶剂出口与所述溶剂入口连通；
在本申请提供的一种实施方式中，重烃分液模块的操作温度为20℃至40℃，溶剂回收模块操作压力为-0.08MPaG至-0.06MPaG；
在本申请提供的一种实施方式中，所述换热模块还包括第一换热器和第二换热器；
所述第一换热器被配置成进行所述抽出油和所述富溶剂的热交换，所述抽出油降温，所述富溶剂升温；可以析出抽出油中溶解的重烃，然后再进行溶剂回收，可以避免重烃在溶剂中循环堵塞管道、降低芳烃溶解性以及堵塞溶剂再生系统过滤器；
所述第二换热器被配置成进行所述富溶剂与所述溶剂出口和所述溶剂入口之间的溶剂的热交换，所述富溶剂升温，所述溶剂降温。
在本申请提供的一种实施方式中，重烃进入重烃水洗塔，通过水溶解重烃中携带的溶剂，水洗后的重烃送往炼油区；
在本申请提供的一种实施方式中，溶剂回收模块收集的溶剂分两路，一路循环返回抽提塔，另一路去溶剂再生，溶剂回收模块收集的芳烃送往炼油区，在溶剂回收模块还可以有新鲜溶剂补充进料和水补充进料；
在本申请提供的一种实施方式中，再生后的溶剂返回溶剂回收模块的底部进入；
在本申请提供的一种实施方式中，在抽提塔上方叠加一个抽余油水洗罐，减少占地面积，在抽余油水洗罐内溶解了溶剂之后水经泵抽出后直接进入抽提塔内，不在设置抽余油水洗水流程，减少设备投资、节约能耗；
在本申请提供的一种实施方式中，由于对芳烃浓度的要求不高，再生后溶剂与水的混合物可直接返回溶剂回收塔，不设置水汽提塔和汽提水罐，减少设备投资、节约能耗；补充水从溶剂回收塔顶分液罐进入；
对抽提原料脱除轻烃，可避免轻烃组分在抽提塔内气化，同时抽提塔之后可不设轻烃回收塔和轻烃循环流程，减少设备投资、节约能耗；
在本申请提供的一种实施方式中，芳烃后的轻质原油进行分段处理和脱尾处理均采用汽提塔分离，没有冷却器和再沸器，塔顶物流直接进入裂解炉，避免物料重复加热，汽提塔进料和汽提蒸汽加热均采用裂解炉对流段的热量，大幅降低裂解炉分段进料工艺的能耗；
在本申请提供的一种实施方式中，芳烃后的轻质原油进行分段处理和脱尾处理采用的汽提蒸汽，均作为蒸汽裂解过程的稀释蒸汽，节约了汽提蒸汽，提高资源、能源利用效率；
在本申请提供的一种实施方式中，可以通过优化汽提装置的进料温度以及汽提装置的塔板数来提高分离精度，从而提高裂解烯烃收率。
在本申请提供的一种实施方式中，第一汽提塔和第二汽提塔的塔板数为10至20块。
本申请的有益效果为：
1)技术方面
采用轻质原油脱芳烃与脱芳烃油预处理组合技术，利用轻质原油直接制乙烯，跨过炼油生产过程不产生油品，降低乙烯原料成本，减少工程投资，同时解决解决乙烯原料占原油比率低，能耗高的问题。乙烯和丙烯双烯收率占轻质原油进料量的40％以上，轻质原油资源得到高效利用。
2)可靠性方面
首先对轻质原油全馏分进行芳烃抽提，脱除石脑油和部分柴油馏分段中的芳烃；然后脱除部分芳烃的轻质原油在两个汽提塔中分为石脑油馏分、柴油(含蜡油)馏分、渣油馏分，石脑油馏分、柴油(含蜡油)别进入裂解炉进行裂解，渣油馏分送往炼油区。通过将轻质原油脱芳烃、分段进料和切尾处理，来提高乙烯裂解烯烃收率，减少结焦，确保裂解炉结焦满足运行周期要求。
3)经济性方面
本申请中的乙烯原料进经过脱芳烃与脱芳烃油预处理两个单元过程，工艺流程简短，没有大型设备，投资低，裂解产品占轻质原油总进料量的比率高，技术经济性好。
4)环境方面
含溶剂、含芳烃废水高效、循环利用，仅溶剂再生部分有少量的外排污水，几乎不增加污水处理系统的负荷；没有加热炉(裂解炉除外)不产生废气；没有固体废物产生。本工艺技术环境友好。
5)能耗方面
本申请的技术方案采用热集成技术，优化换热网络，脱芳烃单元的轻质原油脱轻烃塔底再沸器和溶剂再生塔底再沸器，热源采用乙烯裂解部分的产生的中压蒸汽；脱芳烃油与处理单元的第一汽提塔和第二汽提塔进料预热利用裂解炉的对流段烟气加热；第一汽提塔和第二汽提塔的汽提蒸汽直接作为稀释蒸汽，高效利用了蒸汽，能耗非常低。
本申请的其它特征和优点将在随后的说明书中阐述，并且，部分地从说明书中变得显而易见，或者通过实施本申请而了解。本申请的其他优点可通过在说明书中所描述的方案来发明实现和获得。
附图说明
附图用来提供对本申请技术方案的理解，并且构成说明书的一部分，与本申请的实施例一起用于解释本申请的技术方案，并不构成对本申请技术方案的限制。
图1为本申请一种轻质原油制烯烃工艺技术的流程示意图。
附图标记：
设备：101-脱轻烃塔进料换热器，102-脱轻烃塔，103-抽提塔，104-抽余油水洗塔，105-抽出油富溶剂换热器，106-抽出油冷却器，107-重烃分液罐，108-重烃水洗塔，109-溶剂回收塔进料换热器，110-溶剂回收塔，111-溶剂再生系统，112-第一汽提塔，113-裂解炉，114-第二汽提塔。
物流：1-轻质原油，2-混合物a(脱轻烃轻质原油)，3-轻烃，4-不凝气(燃料气)，5-抽出油，6-抽余油，7-抽余油水洗水，8-水洗后抽余油，9-烯烃原料(轻烃+水洗后抽余油)，10-富溶剂，11-重烃，12-水洗后重烃，13-重烃水洗水，14-补充溶剂，15-补充水，16-芳烃，17-水洗水，18-循环溶剂，19-溶剂和水混合物，20-废溶剂，21-蒸汽，22-混合物b(第一汽提塔塔顶气相，包括轻质原油石脑油馏分)，23-混合物c(轻质原油柴油以上馏分)，24-混合物d(轻质原油柴油和蜡油馏分)，25-轻质原油渣油馏分，26-轻质原油石脑油馏分裂解产物，27-轻质原油柴油和蜡油馏分裂解产物。
具体实施方式
为使本申请的目的、技术方案和优点更加清楚明白，下文对本申请的实施例进行详细说明。需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互任意组合。
如附图1所示，轻质原油1可以先进入脱轻烃塔进料换热器101加热，再进入脱轻烃塔102脱除轻烃，塔顶产物为不凝气4和轻烃3，不凝气4可以作为厂区燃料气。塔底为混合物a(脱轻烃轻质原油)2，塔底再沸器热源可以选用乙烯裂解过程中产生的蒸汽。
混合物a(脱轻烃轻质原油)2进入抽提塔103进行液液萃取。抽余油6可以先进入抽余油水洗塔104脱除携带的溶剂，也可以直接输送至下游。抽余油水洗水7可以从抽余油水洗塔104底部排出返回抽提塔103。脱轻烃塔顶102的轻烃3和抽余油水洗塔104顶的水洗后抽余油6混合之后记为烯烃原料9进入裂解炉113的对流段进行加热，然后进入第一汽提塔112。在第一汽提塔112中将轻质原油进行分段处理，混合物b(第一气体塔塔顶气相，包含轻质原油石脑油馏分)22和汽提蒸汽从塔顶出来后，进入裂解炉113辐射段进行裂解反应。混合物c(轻质原油柴油以上馏分)23从第一汽提塔112底部出来后进入裂解炉113对流段进一步加热，然后进入第二汽提塔114。在轻质原油第二汽提塔114中将轻质原油进行脱尾处理，脱除胶质沥青质重金属等含量高的渣油馏分，混合物d(包含柴油和蜡油馏分)24和汽提蒸汽从塔顶出来，进入裂解炉113辐射段进行裂解反应，轻质原油渣油馏分25，从塔底出来进入炼油区。第一汽提塔112和第二汽提塔114的汽提蒸汽21先进入裂解炉113对流段用于加热烯烃原料9，然后分成两股分别送往第一汽提塔112和第二汽提塔114塔底作为汽提蒸汽。
在本申请实施例中，所述轻质原油制乙烯工艺还可以包括以下步骤：抽出油5从抽提塔103底部排出后，可以先经抽出油富溶剂换热器105降温，再进入抽出油冷却器106进一步降温。冷却后的抽出油5进入重烃分液罐107，在重烃分液罐107中进行分相分层，富溶剂10从重烃分液罐107底部出来依次经过抽出油富溶剂换热器105和溶剂回收塔进料换热器109，加热后进入溶剂回收塔110。重烃11从重烃分液罐107顶部出来进入重烃水洗塔108，重烃水洗水13从重烃水洗塔108底部出来返回重烃分液罐107，水洗后重烃12从重烃水洗塔108顶部出来，进入炼油区。
在溶剂回收塔110中将溶剂和芳烃进行分离，循环溶剂18从溶剂回收塔110底部出来，经溶剂回收塔进料换热器109降温后，一股返回抽提塔103，另一股进入溶剂再生系统111，补充溶剂14从界区来后进入溶剂回收塔110底部，底部再沸器热源可以选用乙烯裂解过程中产生的蒸汽。芳烃从溶剂回收塔110顶部分液罐的油相区出来后进入炼油区，水洗水16从溶剂回收塔110顶部分液罐的水相区出来后一股进入溶剂再生系统111，一股进入抽余油水洗塔104，另一股进入重烃水洗塔108，补充水15可以进入溶剂回收塔110顶部的分液罐中。溶剂和水混合物进入溶剂再生系统111进行过滤，除去变质聚合的溶剂，再生后的溶剂与水的混合物从溶剂再生系统111出来返回溶剂回收塔110底部，废溶剂20从溶剂再生系统111出来进行下一步处理。
实施例1
本申请提供一种轻质原油制乙烯的工艺技术，本实施例中原料为塔里木油田牙哈轻质原油，密度为784.8kg/m3，实沸点蒸馏200℃、350℃和450℃对应的质量收率分别为46.3％、83.3％和96.1％。
首先100t/h的轻质原油与脱轻烃塔底油换热后进入脱轻烃塔102。在脱轻烃塔102内脱除凝析油中的C4、C5以及部分C6烷烃组分(即轻烃3)，避免这些轻组分在抽提塔103中蒸发形成气相，影响抽提效果，塔顶产物轻烃3经泵加压后送往裂解炉113作为原料，塔底物流(混合物a)经泵加压后与进料换热后进入抽提塔103。本实施例中脱轻烃塔102的操作压力为0.4MPaG，塔顶塔底操作温度分别为82.7℃和172.7℃。
在抽提塔103内溶剂与轻质原油逆向接触溶解其中的芳烃等组分，塔顶抽余油6进入抽余油水洗塔104水洗。本实施例中抽提塔103的操作压力为0.7MPaG、操作温度为120℃，溶剂为环丁砜和三甘醇，质量比为1:1，溶剂与抽提进料质量比为2.5:1。
脱轻烃塔102塔顶的轻烃3和抽余液水洗塔104塔顶的抽余油6经泵加压后送往裂解炉113对流段加热，然后进入第一汽提塔112。在第一汽提塔112中对轻烃3和抽余油6进行分段处理，其中的石脑油馏分(含汽提蒸汽，记为混合物b)从塔顶出来后，进入裂解炉辐射段进行裂解反应。本实施例中第一汽提塔的进料温度为215.5℃，塔底汽提蒸汽温度为350℃，塔的操作压力为0.7MPaG，塔顶石脑油的干点控制为230℃，汽提蒸汽与塔顶石脑油的质量比为0.5:1，之后进入第一辐射室进行裂解，石脑油馏分在裂解炉第一辐射室出口温度为850℃，获得轻质原油石脑油馏分裂解产物。
混合物b中柴油以上馏分(馏程大于200℃的轻质原油馏分)记为混合物c从第一汽提塔底部出来后进入裂解炉对流段进一步加热，然后进入第二汽提塔。在第二汽提塔中将混合物c进行脱尾处理，脱除胶质沥青质重金属等含量高的渣油馏分，混合物c中的柴油和蜡油馏分(含汽提蒸汽)从塔顶出来，记为混合物d，进入裂解炉辐射段进行裂解反应，轻质原油渣油馏分，从塔底出来进入炼油区。本实施例中第二汽提塔的进料温度为346℃，塔底汽提蒸汽温度为350℃，塔的操作压力为0.5MPaG，柴油和蜡油馏分干点控制为500℃，汽提蒸汽与馏分(柴油和蜡油)的质量比为0.75:1，之后进入第二辐射室进行裂解，柴油和蜡油馏分在裂解炉第二辐射室的出口温度为850℃，获得轻质原油柴油和蜡油馏分裂解产物。
第一汽提塔和第二汽提塔的所使用的汽提蒸汽，先进入裂解炉对流段用于加热，然后分成两股分别送往第一汽提塔塔底和第二汽提塔塔底作为汽提蒸汽。
本实施例中，轻质原油制乙烯工艺还包括以下步骤：
在抽余油水洗塔104内通过水溶解抽余油6中携带的溶剂，脱除溶剂的抽余油6经泵加压后送往裂解炉113作为原料，抽余油水洗塔104底部的水与溶剂的混合物经抽余油水洗塔104底泵加压后返回抽提塔103内。
抽提塔103底抽出油经与重烃分液罐107底富溶剂10换热，并经循环水进一步冷后进入重烃分液罐107。
在重烃分液罐107内因温度降低，抽出油5中的重烃11被析出并分相分层，重烃分液罐107顶的重烃11进入重烃水洗108塔，重烃分液罐107底部的富溶剂10依次与重烃分液罐107的进料、溶剂回收塔110底溶剂换热后进入溶剂回收塔110。本实施例中重烃分液罐的操作温度为30℃。
在重烃水洗塔108内通过水溶解重烃11中的溶剂，重烃水洗塔108顶部的重烃11送往炼油区进一步加工，底部的水与溶剂的混合物经重烃水洗塔108底泵抽出返回重烃分液罐107。
在溶剂回收塔110内将溶剂、芳烃和水分别收集，溶剂回收塔顶采出的芳烃混合物经溶剂回收塔110顶泵送往炼油区进一步加工，塔底溶剂经溶剂回收塔110底泵加压后与进料换热，然后分为两路，一路作为循环溶剂返回抽提塔103，另一路进入溶剂再生系统，溶剂回收塔110顶的水经溶剂回收塔110顶水泵加压后分两路，一路返回抽余油水洗塔104和重烃水洗塔108，另一路送往溶剂再生系统，溶剂回收塔底部设置新鲜溶剂加入流程。本实施例中溶剂回收塔的操作压力为-0.06MPaG，塔顶和塔底操作温度分别为40℃和180℃。补充溶剂和补充水分别进入溶剂回收塔的底部和塔顶分液罐中。
溶剂与水后进入溶剂再生系统，经过滤沉降排出溶剂中老化变质组分，老化变质的溶剂进入废溶剂罐，再生溶剂和水的混合物自压返回溶剂回收塔底部。
本实施例的效果如下：
1)脱芳烃后的重烃中苯、甲苯、C8芳烃、C9芳烃、C10芳烃、C11芳烃、C12芳烃的脱除率分别为100％、100％、93.81％、53.69％、36.27％、20.36％和8.81％。
2)脱芳烃后的抽余油中环丁砜、三甘醇的含量水洗前分别为3.70％和0.74％，水洗后含量分别降低至0.11％和0。
3)抽出油降温后经分相，溶解在溶剂中的柴油及以上组分，有61.36％被分相析出。
4)乙烯原料分段、切尾处理后的石脑油馏分、柴油(含蜡油)馏分进入裂解炉的单程收率，以及加权平均收率如下，裂解炉乙烯和丙烯的总收率为43.1％(相对裂解炉进料量)。
表1 单程裂解收率(wt.％)
组成 石脑油馏分 柴油(含蜡油)馏分 加权平均收率
H2 0.849 0.909 0.883
CH4 12.378 10.533 11.342
C2H2 0.109 0.341 0.239
C2H4 30.872 24.763 27.443
C2H6 3.059 3.68 3.408
C3H4(MA) 0.610 0.515 0.557
C3H4(PD) 0.661 0.528 0.586
C3H6 17.560 14.177 15.661
C3H8 0.509 0.663 0.595
CO 0.054 0.07 0.063
CO2 0.003 0 0.001
裂解碳四 10.189 10.103 10.141
裂解汽油 18.151 0.909 19.173
乙烯焦油 4.924 13.706 9.854
5)本实施例总体物料平衡如下，乙烯和丙烯的总收率达到41.67％(相对轻质原油进料量)。
表2 总体物料平衡
Figure BDA0003423938610000151
虽然本申请所揭露的实施方式如上，但所述的内容仅为便于理解本申请而采用的实施方式，并非用以限定本申请。任何本申请所属领域内的技术人员，在不脱离本申请所揭露的精神和范围的前提下，可以在实施的形式及细节上进行任何的修改与变化，但本申请的保护范围，仍须以所附的权利要求书所界定的范围为准。

Claims (13)

1.一种轻质原油制烯烃的方法，包括如下步骤：
1)轻质原油在脱轻烃塔内脱除轻烃组分，余下的混合物a进入抽提塔；
2)通过溶剂抽提将抽提塔内的所述混合物a分为抽出油和抽余油；
3)将步骤2)中的所述抽余油和步骤1)中得到的轻烃进入第一汽提塔，第一汽提塔塔顶得到的混合物b进入裂解炉进行裂解反应制备烯烃，第一汽提塔塔底得到混合物c；
4)步骤3)得到的所述混合物c进入第二汽提塔，从第二汽提塔塔顶分离出的混合物d送往裂解炉进行裂解反应制备烯烃。
2.根据权利要求1所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，所述步骤2)中的所述抽余油和步骤1)中得到的轻烃先在换热装置中加热，再进入所述第一汽提塔；
可选地，所述混合物c先在所述换热装置中进行加热，再进入第二汽提塔；
可选地，第一汽提塔和第二汽提塔塔底采用水蒸汽进行汽提；可选地，水蒸汽先在所述换热装置中进行加热，再分为水蒸汽1和水蒸汽2，所述水蒸汽1进入第一汽提塔和蒸汽2进入第二汽提塔。
3.根据权利要求2所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，第一汽提塔塔顶获得的混合物中所述水蒸汽1占第一汽提塔塔顶获得的所述混合物的25wt.％至40wt.％，所述水蒸汽1在第一汽提塔塔底的温度为300℃至450℃；
可选地，第二汽提塔塔顶获得的混合物中所述水蒸汽2占第二汽提塔塔顶获得的所述混合物的30wt.％至50wt.％，所述水蒸汽2在第二汽提塔塔底的温度为300℃至450℃；
可选地，所述第一汽提塔塔顶馏分的干点为180℃至250℃，
可选地，所述第二汽提塔塔顶馏分的干点350℃至510℃。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，步骤3)中得到的混合物b在裂解炉中的第一辐射室进行裂解反应制备烯烃；
可选地，步骤4)中得到的混合物d在裂解炉中的第二辐射室进行裂解反应制备烯烃；
可选地，所述第一辐射室的出口温度为830℃至870℃；所述第二辐射室的出口温度为820℃至860℃。
5.根据权利要求1至3中任一项所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，所述抽提塔的操作压力为0.5MPaG至0.9MPaG，操作温度为90℃至120℃，所述溶剂与混合物a的质量比为(1.5至3):1；
可选地，所述溶剂选自环丁砜、三甘醇、二甲基亚砜和N甲基吡咯烷酮中的任意一种或更多种；
优选地，步骤2)中所述溶剂选自所述环丁砜和所述三甘醇的混合物，优选地，步骤2)中所述溶剂选自所述环丁砜与所述三甘醇按质量比0.5至1.5:1混合的混合物。
6.根据权利要求1至3中任一项所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，所述第一汽提塔的进料温度为200℃至230℃，所述第二汽提塔的进料温度为300℃至360℃；
可选地，所述第一汽提塔的操作压力0.6MPaG至0.9MPaG；
可选地，所述第二汽提塔的操作压力0.4MPaG至0.7MPaG；
可选地，所述脱轻烃塔的操作压力为0.1MPaG至0.4MPaG；优选地，脱轻烃塔塔顶温度为70℃至90℃，优选地，所述脱轻烃塔塔底温度为160℃至180℃；
可选地，所述抽提塔的操作压力为0.5MPaG至0.9MPaG，操作温度为90℃至120℃。
7.根据权利要求1至3中任一项所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，步骤2)中所述抽余油在进入第一汽提塔之前还经过了水洗。
8.根据权利要求7所述的轻质原油制烯烃的方法，其中，所述抽出油中包括水、所述溶剂、芳烃和重烃，所述方法包括还将抽出油中的水、所述溶剂、芳烃和重烃进行分离，所述将抽出油中的水、所述溶剂、芳烃和重烃进行分离的方法包括以下步骤：
a)将所述抽出油分相分层，使得所述抽出油分为上层重烃和下层富溶剂；
b)对所述富溶剂加热，分别得到所述富溶剂中的溶剂、水和芳烃；
在步骤b)加热之前的所述富溶剂与未分相分层的所述抽出油先进行热交换；
步骤b)收集的溶剂进入所述溶剂抽提塔中循环使用；优选地，在步骤b)加热之前的所述富溶剂与步骤b)收集的进入所述溶剂抽提塔之前的所述溶剂进行热交换。
9.一种轻质原油制烯烃的装置，其特征在于，包括脱轻烃模块、抽提模块、汽提模块和裂解模块；
所述汽提模块包括第一汽提装置和第二汽提装置，所述裂解模块包括裂解室；
所述脱轻烃模块包括轻质原油入口，轻烃出口和余料出口1；
所述抽提模块包括原料入口，溶剂入口、抽余油出口和抽出油出口；
所述第一汽提装置包括汽提装置出口1和汽提装置出口2和第一汽提气体入口和第一汽提装置原料入口；
所述第二汽提装置包括汽提装置出口3和汽提装置出口4和第二汽提气体入口和第二汽提装置原料入口；
轻质原油从所述轻质原油入口处进入所述脱轻烃模块，所述脱轻烃模块中的所述余料出口1与所述抽提模块的原料入口连通；
所述抽余油出口与所述轻烃出口和所述第一汽提装置原料入口连通；所述抽出油出口被配置成排出除抽余油外的剩余物；
所述第一汽提装置出口1与所述裂解室的原料入口连通；所述第一汽提装置出口2与所述第二汽提装置原料入口连通；
所述第二汽提装置出口1与所述裂解室的原料入口连通，所述第二汽提装置出口2被配置成排出汽提后剩余物。
10.根据权利要求9所述的装置，其中，所述装置还包括换热模块，所述换热模块被配置成对进入第一汽提装置原料入口的物料加热；
可选地，所述换热模块包括换热模块入口1、换热模块出口1、换热模块入口2和换热模块出口2；
可选地，所述换热模块入口1与所述轻烃出口连通，所述换热模块入口1与所述抽余油出口连通；所述换热模块出口1与所述第一汽提装置原料入口连通；
可选地，所述换热模块入口2与汽提气体源连通，所述换热模块出口2与所述第一汽提气体入口连通，所述换热模块出口2与所述第二汽提气体入口连通。
11.根据权利要求10所述的装置，其中，所述换热模块还包括换热模块入口3和换热模块出口3；
所述换热模块还被配置成对进入第二汽提装置的物料加热；
可选地，所述换热模块入口3与所述第一汽提装置出口2连通，所述换热模块出口3与所述第二汽提装置原料入口连通。
12.根据权利要求9至11中任一项所述的装置，其中，所述裂解室包括裂解室1和裂解室2；
所述第一汽提装置的出口1与所述裂解室1的原料入口连通，裂解后获得的烯烃从所述裂解室1的出口排出；
所述第二汽提装置的出口1与所述裂解室2的原料入口连通，裂解后获得的烯烃从所述裂解室2的出口排出。
13.根据权利要求10或11所述的装置，其中，所述装置还包括重烃分液模块和溶剂回收模块；
所述重烃分液模块包括抽出油入口和重烃出口和富溶剂出口；
所述溶剂回收模块包括富溶剂入口和溶剂出口、芳烃出口和水出口；
所述抽出油入口与所述抽出油出口连通；所述富溶剂出口与所述富溶剂入口连通；
所述溶剂出口与所述溶剂入口连通；
可选地，所述换热模块还包括第一换热器和第二换热器；
所述第一换热器被配置成进行所述抽出油和所述富溶剂的热交换；
所述第二换热器被配置成进行所述富溶剂与所述溶剂出口和所述溶剂入口之间的溶剂的热交换。
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