利用原油直接制备化学品的方法和生产系统以及化学制品与流程

1.本发明涉及原油处理技术领域，具体而言，涉及利用原油直接制备化学品的方法和生产系统以及化学制品。


背景技术：

2.近年来，受经济增速放缓、经济结构变化和新能源迅速发展等因素的影响，全球石油需求增速不断下降，可能在2025年迎来拐点。同时，石油消费结构正发生变化，用于生产化工产品的石油占比呈上行趋势，化工产品的需求增速远大于油品需求增速，这促使炼油产业发生深刻变革。在此背景下，原油直接制化学品技术逐渐兴起。
3.从目前原油制化学品工艺进展情况看，可分为4种。
4.第一种以埃克森美孚公司原油直接制烯烃为代表。此工艺绕过炼油过程，将原油直接供给裂解炉，并在裂解炉对流段和辐射段之间加入一个闪蒸罐。主要工艺过程为：原油在对流段预热后进入闪蒸罐，气液组分分离，气相组分进入辐射段进行裂解，液相组分则作为炼厂原料或者直接卖出。该工艺的乙烯产率为26wt％，丙烯产率为16wt％。该工艺加工流程较短，有较高的化学品产率，但只能用于加工轻质原油，且原油中的重组分仍需处理。
5.第二种工艺对传统炼油工艺技术进行优化组合，以生产更多的化工原料，仍属于典型的炼化工艺。该类工艺的成品油收率与化工原料收率之比较国内传统炼化厂大幅降低，化学品收率最高可达40％。但该类工艺加工流程较长、工艺环节多，化学品收率仍相对较低。
6.第三种工艺由沙特阿美公司和沙特基础工业公司开发。该工艺先将原油送到加氢裂化装置，之后将脱硫的较轻质组分分离出来送到传统的蒸汽裂解装置进行裂解，较重质组分送到沙特阿美专门开发的深度催化裂化装置最大化生产烯烃。该工艺的化学品产率接近50％，仍有较大的提升空间。
7.第四种工艺是第三种工艺的升级版。由沙特阿美公司、西比埃(cb&i)、雪佛龙鲁姆斯全球公司(clg)联合开发。该工艺通过深度加氢裂解、蒸汽裂解、芳烃抽提等组合工艺加工原油，化工产品产率可达到70％
‑
80％。但是该工艺操作条件苛刻，投资成本较高。
8.鉴于此，特提出本发明。


技术实现要素：

9.本发明的目的在于提供利用原油直接制备化学品的方法和生产系统以及化学制品。本发明实施例的制备方法不仅仅缩短了工艺流程还可以有效提升原料的转化率。
10.本发明是这样实现的：
11.第一方面，本发明提供一种利用原油直接制备化学品的方法，包括：将原油经过闪蒸得到轻组分和重组分；
12.接着，对所述重组分进行催化裂化得到第一气体组分、催化汽油、催化柴油、第一油浆和第一焦炭；
13.对所述轻组分与所述催化汽油进行催化裂解得到第二气体组分、裂解汽油、裂解柴油、第二油浆和第二焦炭；
14.对所述第一气体组分和所述第二气体组分进行气体分离得到乙烯、丙烯、丁烯、c2
‑
c4烷烃和其他气体；
15.对所述c2
‑
c4烷烃进行裂解得到第三气体组分；
16.对所述第三气体组分进行气体分离。
17.在可选的实施方式中，闪蒸的切割点为150
‑
350℃。
18.在可选的实施方式中，催化裂解采用的催化剂为分子筛催化剂、白土、硅铝催化剂和硅镁催化剂中的任意一种；
19.优选地，催化裂解采用的催化剂为x型分子筛催化剂、y型分子筛催化剂、zsm
‑
5分子筛催化剂、m型分子筛催化剂、层柱分子筛催化剂、酸处理的白土、硅铝催化剂和硅镁催化剂中的任意一种；
20.优选地，催化裂化采用的催化剂与催化裂解采用的催化剂为同一种催化剂。
21.在可选的实施方式中，催化裂化的条件为：反应温度为440
‑
550℃，剂油比为3
‑
15，反应压力为0.1
‑
0.4mpa，反应时间为2
‑
5s，雾化水蒸气占进料量的1
‑
8w％；
22.优选地，催化裂化的条件为：反应温度为480
‑
530℃；剂油比为5
‑
9；反应压力为0.15
‑
0.35mpa；反应时间为2.5
‑
4s；雾化水蒸气占进料量的4
‑
6w％。
23.在可选的实施方式中，催化裂解的条件为：反应温度为550
‑
650℃，剂油比为15
‑
30，反应压力为0.1
‑
0.4mpa，反应时间为2
‑
5s，雾化水蒸气占进料量的5
‑
50w％。
24.优选地，催化裂解的条件为：反应温度为600
‑
650℃；剂油比为20
‑
30；反应压力为0.1
‑
0.3mpa；反应时间为3
‑
5s；雾化水蒸气占进料量的30
‑
40w％。
25.在可选的实施方式中，c2
‑
c4烷烃的裂解条件为：反应温度为750
‑
850℃，反应压力为0.1
‑
0.3mpa，反应时间为0.2
‑
0.5s，雾化水蒸气占进料量的30
‑
80w％。
26.优选的，c2
‑
c4烷烃的裂解条件为：反应温度为780
‑
820℃；反应压力为0.2
‑
0.3mpa；反应时间为0.2
‑
0.3s；雾化水蒸气占进料量的40
‑
60w％。
27.在可选的实施方式中，所述原油的s含量为0.5
‑
5.0wt％，密度为800
‑
950kg/m3，残炭为0.5
‑
10.0wt％。
28.在可选的实施方式中，包括：将所述第三气体组分循环至所述第一气体组分和所述第二气体组分进行气体分离的过程中进行气体分离；
29.优选地，将所述丁烯循环至所述轻组分与所述催化汽油进行催化裂解的过程中进行催化裂解。
30.第二方面，本发明提供一种利用原油直接制备化学品的生产系统，其包括：对原油进行闪蒸的闪蒸塔；对重组分进行催化裂化的重油提升管；进行催化裂解反应的第二提升管、进行气体分离的气体分离装置以及进行裂解的裂解炉；
31.所述闪蒸塔的重组分出口与所述重油提升管的进口连通；
32.所述闪蒸塔的轻组分出口和所述重油提升管能生成催化汽油的出口均与第二提升管的进口连通；
33.所述重油提升管能生成第一气体组分的出口、所述第二提升管能生成第二气体组分的出口以及裂解炉能生成第三气体组分的出口均与所述气体分离装置的进口连通；
34.所述气体分离装置的丁烯出口与所述第二提升管的进口连通；
35.所述气体分离装置的c2
‑
c4烷烃出口与所述裂解炉的进口连通。
36.第三方面，本发明提供一种化学制品，其通过前述实施方式任一项所述的利用原油直接制备化学品的方法制备得到。
37.本发明具有以下有益效果：本发明实施例通过采用特定的制备方法能够有效缩短制备化学品的工艺流程，且能够有效提升原料的转化率，提升原油制备化学品的收率。
附图说明
38.为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
39.图1为本发明实施例提供的利用原油直接制备化学品的方法的工艺流程图；
40.图2为本发明实施例1提供的利用原油直接制备化学品的生产系统的结构示意图；
41.标号：100
‑
生产系统；110
‑
闪蒸塔；120
‑
重油提升管；130
‑
第二提升管；140
‑
气体分离装置；150
‑
裂解炉。
具体实施方式
42.为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
43.本发明实施例提供一种利用原油直接制备化学品的方法，参见图1，包括：
44.将原油经过闪蒸得到轻组分和重组分；其中，原油的s含量为0.5
‑
5.0wt％，密度为800
‑
950kg/m3，残炭为0.5
‑
10.0wt％。闪蒸的切割点为150
‑
350℃。采用上述切割点能够对不同类型的原油进行闪蒸，继而得到轻重组分。
45.接着，对所述重组分进行催化裂化得到第一气体组分、催化汽油、催化柴油、第一油浆和第一焦炭；其中，催化柴油、第一油浆和第一焦炭可以作为终产品直接售卖。
46.进一步地，催化裂化的条件为：反应温度为440
‑
550℃，剂油比为3
‑
15，反应压力为0.1
‑
0.4mpa(表压)，反应时间为2
‑
5s，雾化水蒸气占进料量的1
‑
8w％；优选地，催化裂化的条件为：反应温度为480
‑
530℃；剂油比为5
‑
9；反应压力为0.15
‑
0.35mpa(表压)；反应时间为2.5
‑
4s；雾化水蒸气占进料量的4
‑
6w％。例如，温度可以为440℃、450℃、460℃、470℃、480℃、490℃、500℃、510℃、520℃、530℃、540℃以及550℃等，440
‑
550℃之间的任意数值，剂油比为3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14和15等，3
‑
15之间的任意数值，压力为0.1mpa、0.15mpa、0.2mpa、0.25mpa、0.3mpa以及0.4mpa等，0.1
‑
0.4mpa之间的任意数值，反应时间为2s、3s、4s以及5s等2
‑
5s之间的任意数值，雾化水蒸气占进料量的4w％、4.5w％、5w％、5.5w％、6w％等，4
‑
6w％之间的任意数值。
47.进一步地，催化裂化采用的催化剂为分子筛催化剂、白土、硅铝催化剂和硅镁催化剂中的任意一种；优选地，催化裂解采用的催化剂为x型分子筛催化剂、y型分子筛催化剂、
zsm
‑
5分子筛催化剂、m型分子筛催化剂、层柱分子筛催化剂、酸处理的白土、硅铝催化剂和硅镁催化剂中的任意一种。
48.采用上述催化剂以及催化裂化条件有利于重油组分进行催化裂化反应，有利于产品的形成。
49.对所述轻组分与所述催化汽油进行催化裂解得到第二气体组分、裂解汽油、裂解柴油、第二油浆和第二焦炭；上述二者可以分别进行催化裂解也可以混合后进行催化裂解。其中，裂解汽油、裂解柴油、第二油浆和第二焦炭可作为终端产品，直接售卖。
50.进一步地，催化裂解的条件为：反应温度为550
‑
650℃，剂油比为15
‑
30，反应压力为0.1
‑
0.4mpa(表压)，反应时间为2
‑
5s，雾化水蒸气占进料量的5
‑
50w％。优选地，催化裂解的条件为：反应温度为600
‑
650℃；剂油比为20
‑
30；反应压力为0.1
‑
0.3mpa(表压)；反应时间为3
‑
5s；雾化水蒸气占进料量的30
‑
40w％。例如，温度可以为550℃、560℃、570℃、580℃、590℃、600℃、610℃、620℃、630℃、640℃以及650℃等，550
‑
650℃之间的任意数值，剂油比为15、17、20、22、24、25、27、29和30等，15
‑
30之间的任意数值，压力为0.1mpa、0.15mpa、0.2mpa、0.25mpa、0.3mpa以及0.4mpa等，0.1
‑
0.4mpa之间的任意数值，反应时间为2s、3s、4s以及5s等，2
‑
5s之间的任意数值，雾化水蒸气占进料量的5w％、10w％、25w％、30w％、35w％、40w％、48w％等，5
‑
50w％之间的任意数值。
51.催化裂化采用的催化剂与催化裂解采用的催化剂为同一种催化剂。当然可以理解的是，二者的催化剂也可以不一致。
52.采用上述催化剂和催化裂解条件有利于催化裂解轻组分，有利于得到终端产品。
53.对所述第一气体组分和所述第二气体组分进行气体分离得到乙烯、丙烯、丁烯、c2
‑
c4烷烃和其他气体；第一气体组分和第二气体组分可以混合进行气体分离也可以二者分别单独进行气体分离。其中，乙烯、丙烯和其他气体为终端产品。
54.其中，丁烯可以进行进一步催化裂解得到，且此时的催化裂解与前文的轻组分和催化汽油的催化裂解条件相同，即可以将丁烯循环至轻组分和催化汽油中进行催化裂解。
55.其中，c2
‑
c4烷烃进行裂解得到富含乙烯和丙烯的第三气体组分；且第三气体组分可以再进行气体分离，此处的气体分离可以是将第三气体组分循环至第一气体组分和所述第二气体组分中进行气体分离。
56.综上，本发明实施例能够对不同类型的原料，选择最佳的切割温度，利用催化裂化和催化裂解的灵活多效的特点，分别加工原油重组分、轻组分、催化汽油和丁烯，同时匹配最佳的工艺流程和操作条件最大化生产化学品。在此基础上，本发明实施例挖掘催化裂化产品转化为化学品的潜力，针对性地引入了低碳烷烃裂解炉加工c2
‑
c4烷烃，实现了加工原油制化学品的最优解，使原料到化学品的转化率最大化。为了节约能耗、降低装置建设成本，催化裂化装置和裂解炉共用一套气体分离系统。在优化的工艺条件下，该技术利用两套反应装置即可使原油制化学品的产率不低于70％。综上，本发明具有原料适应性强、利用率高，设备投资和生产成本低，化学品产率高等优势。
57.本发明实施例提供一种化学制品，其通过上述利用原油直接制备化学品的方法制备得到。
58.需要说明的是，本发明实施例提及的第一、第二以及第三等并不表示产品的重要或者顺序，仅仅用于区分化化学品的命名。
59.以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。
60.实施例1
61.本发明实施例提供一种利用原油直接制备化学品的生产系统100，包括对原油进行闪蒸的闪蒸塔110；即将原油通入该闪蒸塔110内进行闪蒸，而后得到轻组分和重组分。
62.生产系统100还包括对重组分进行催化裂化的重油提升管120；闪蒸塔110的重组分出口与所述重油提升管120的进口连通；继而重组分能够进入重油提升管120内进行催化裂化反应，形成第一气体组分、催化汽油、催化柴油、第一油浆和第一焦炭。
63.生产系统100还包括进行催化裂解反应的第二提升管130，所述闪蒸塔110的轻组分出口和所述重油提升管120能生成催化汽油的出口均与第二提升管130的进口连通；继而轻组分和催化汽油能够在第二提升管130内进行催化裂解反应，形成第二气体组分、裂解汽油、裂解柴油、第二油浆和第二焦炭。
64.生产系统100还包括进行气体分离的气体分离装置140，所述重油提升管120能生成第一气体组分的出口和所述第二提升管130能生成第二气体组分的出口均与所述气体分离装置140的进口连通；继而第一气体组分和第二气体组分能进行气体分离，并形成乙烯、丙烯、丁烯、c2
‑
c4烷烃和其他气体。
65.生产系统100还包括进行裂解的裂解炉150；气体分离装置140的c2
‑
c4烷烃出口与所述裂解炉150的进口连通，继而c2
‑
c4烷烃可以进行裂解反应形成所述第三气体组分，同时，裂解炉150能生成第三气体组分的出口均与所述气体分离装置140的进口连通；继而第三气体组分可以进行气体分离。
66.实施例2
67.本实施例提供一种利用原油直接制备化学品的方法，其利用实施例1提供的利用原油直接制备化学品的生产系统100实施该制备方法，具体地：
68.原油经过闪蒸塔110，切割成轻组分和重组分。其中，重组分去进行催化裂化的重油提升管120，轻组分去进行催化裂解的第二提升管130。重组分经过重油提升管120加工，生成第一气体组分、催化汽油、催化柴油、第一油浆和第一焦炭，其中，催化汽油去第二提升管130；轻组分经第二提升管130加工，生成第二气体组分、裂解汽油、裂解柴油、第二油浆和第二焦炭；第一气体组分和第二气体组分经气体分离装置140分离出乙烯和丙烯产品以及丁烯、c2
‑
c4烷烃，其中丁烯去第二提升管130，c2
‑
c4烷烃去裂解炉150；c2
‑
c4烷烃经裂解炉150加工生成的第三气体组分去气体分离装置140。
69.原油性质见表1，主要操作条件见表2，全流程产品见表3。
70.实施例3
71.本实施例提供一种利用原油直接制备化学品的方法，该方法按照实施例2提供的制备方法，不同之处在于加工的原料油类型不同，闪蒸塔的切割温度不同。原油性质见表1，主要操作条件见表2，全流程产品见表3。
72.实施例4
73.本实施例提供一种利用原油直接制备化学品的方法，该方法按照实施例2提供的制备方法，不同之处在于加工的原料油类型不同，闪蒸塔的切割温度不同。原油性质见表1，主要操作条件见表2，全流程产品见表3。
74.表1原油性质
[0075][0076][0077]
表2主要操作条件
[0078][0079]
表3全流程产品分布
[0080]
[0081][0082]
注：表3中芳烃指的是：裂解汽油、裂解柴油和催化柴油中芳烃的量，而裂解汽油、裂解柴油和催化柴油指的是对应油分中不含芳烃的量。
[0083]
根据表3可知，本发明实施例提供的利用原油直接制备化学品的方法对于不同类型的原油都有较强的适应性，针对不同类型的原料油，匹配最优的操作条件，化学品产率都可达到70wt％左右。
[0084]
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。