具有旋风分离的溶剂脱沥青的制作方法

具有旋风分离的溶剂脱沥青的制作方法
【专利摘要】本发明涉及一种改进重质烃如沥青以得到更轻质流体产物，更具体地，在不添加稀释剂的情况下得到适合炼油厂且满足管道输送标准的最终烃产物的方法。生成容易处理和进一步加工的固体沥青质副产物。本发明的目的是增强加拿大沥青，但对任何重质烃的改善均具有普遍适应性。所述方法包括：(a)在加热器中预热工艺流体至设定的温度；(b)将预热的工艺流体移到反应器中，并将所述反应器内的工艺流体中的沥青质进行最佳转化，以产生受热影响型富沥青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃的流；(c)用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富沥青质流进行脱沥青，产生重质脱沥青油(DAO)流和含有浓缩沥青质的第二流；(d)在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响型沥青质固体，回收该方法中的溶剂；(e)所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。
【专利说明】具有旋风分离的溶剂脱沥青

【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种将重质烃，如浙青，改善成更轻质、更流态化产物，更具体地，改善 成适合炼油厂（refinery-ready)且无需添加稀释剂就能满足管道运输标准的最终烃产物 的方法。生成容易处理和进一步加工的固体浙青质副产物。本发明的目的是改善加拿大浙 青，但对任何重质经的改善均具有普遍适应性。

【背景技术】
[0002] 提炼低硫原油（sweet crude)资源需要较少的资金投入，并且其处理成本比重质 高硫原油（sour crude)低得多。然而，供应到炼油厂来生产运输燃料的轻质、低硫原油的 全球可用率却在减小，使得重质高硫原油的加工成为日益重要的选择，以满足全球对烃类 燃料的需求。
[0003] 大多数（如果不是全部）加工重质原油的商业改质装置是为了将重质粘性烃转化 成从轻质低硫到中质高硫范围内的混合粗品。重油改质装置通过高强度转化过程基本能实 现这一目标，所述高强度转化过程能释放高达占原料重量20%的焦炭副产物和另外5%的 废气（off-gas)产物，或者需要加氢处理，例如加氢裂化和加氢精制，以使原料中重质组分 向更轻质、更低硫的液体产物和气体的转化最大化。
[0004] 现有抟术的描沭
[0005] 将油砂浙青转化和/或转变成可管道运输的且炼油厂可接受的原油的工艺已被 公开。值得注意的是，提出了热裂化、催化裂化、溶剂脱浙青和所有这三者的组合（例如，减 粘裂化和溶剂脱浙青），用于转化浙青以改善其运输和用作炼油厂原料使用的特性。
[0006] 热裂化
[0007] 减粘裂化或破粘裂化--热裂化的一种形式--是一种公知的石油炼制方法， 其中重质和/或常压渣油在相对温和的条件下热解或裂化，以提供具有较低粘度和倾点 (pour point)的产品，由此降低了用于获得被称为改善原油流动性的稀释剂的混合烃的低 粘度需求量和越来越高的成本；并使得原油满足最低限度的运输管道规格（最低API比重 为 19)。
[0008] 有两种基本的减粘裂化配置，线圈减粘裂化器（coil-only visbreaker)和线 圈-浸泡减粘裂化器（coil-and-soak visbreaker)。两者都需要加热器来加热原油，线圈 减粘裂化器仅在加热器管中进行裂化。线圈减粘裂化器在加热器出口处的运行温度为约 900华氏度，停留时间为约1分钟。回收柴油（gas oil)以淬灭反应。在线圈-浸泡减粘 裂化器中，在熔炉出口处使用容器为原油的裂化提供额外的停留时间。随着温度缓慢降低， 原油滞留并继续裂化/反应。线圈-浸泡减粘裂化器在800° F的加热器出口温度下运行。 浸泡器的卷筒温度在出口处降低至700° F，合计停留时间超过1小时。
[0009] 这类减粘裂化方法的例子在Beuther等人的"Thermal Visbreaking of Heavy Residues，'(The Oil and Gas Journal. 57:46, 1959 年 9 月，第 151-157 页）；Rhoe 等人的 "Visbreaking:A Flexible Process"（Hydrocarbon Processing, 1979 年 1 月，第 131-136 页）和美国专利No. 4, 233, 138中有记载。每种配置的产物结构近似相同：1-3%轻馏分， 5% (wt)石脑油和15% (vt)柴油。其余部分仍为重油或浙青。将该产品在蒸馏塔中分离 以进一步处理或混合。
[0010] 所关注的标准减粘裂化体系是加拿大浙青的减粘裂化体系，工作温度 高于上述界限（约700 ° F-720 ° F)，其中显著焦化影响可操作性（Golden and Bartletta, Designing Vacuum Units (for Canadian heavy crudes) , Petroleum Technology Quarterly, Q2, 2006,第105页）。此外，在较短的时间段内向加热器添加热量， 所以局部热通量不均匀并且具有远高于焦化初始界限的峰值；且所述热量不能一直保持， 使得发生缩合反应。对加拿大浙青应用常规减粘裂化的尝试受到限制，因为具有焦化倾向 且这些系统不能处理这一问题。
[0011] 在美国专利此.6,972,085的第一部分中和专利申请旧2008/0093259中，尝试了 去解决在较长时间段内向原油恒定且持续地施加热量的需求。基本上，加热器和保持器 (holding vessel)被合并到一个容器中以产生对原油的连续加热浴。在不同的时间向原油 施加多种加热程度。这是对标准减粘裂化的一种改进，但是没有消除经加工的原油内的热 点（hot spot)，使得由于温度峰值高于裂化的最优水平而发生焦化。
[0012] 热裂化/催化裂化与溶剂脱沥青的纟目合
[0013] 美国专利No. 4,454,023中公开了一种处理重质粘性烃油的方法，该方法包括以 下步骤：减粘裂化所述油；分馏该经减粘裂化的油；在两级脱浙青工艺中对该经减粘裂化 的油中的非馏出部分进行溶剂脱浙青，以产生分离的浙青质、树脂和脱浙青油馏分；将脱浙 青油（"DA0")与经减粘裂化的馏出物混合；将来自脱浙青步骤的树脂进行循环并与最初输 送到减粘裂化器的原料合并。该美国4, 454, 023专利提供了一种对比加拿大浙青更轻质的 烃（API比重>15)进行改质的装置，但却受制于会使烃流过度裂化和焦化的热裂化技术的 误用，以及从脱浙青油分离树脂馏分的两级溶剂脱浙青系统的复杂性和高成本。此外，需要 循环一部分树脂流，这增加了操作成本和操作复杂性。
[0014] 在美国专利No. 4, 191，636中，通过对重油进行加氢处理来选择性地裂化浙青质 并同时除去例如镍和钒等重金属，将重油连续转化为浙青质和无金属的油。将液体产物分 离成无浙青质和无金属的油的轻馏分，以及含浙青质和含重金属的油的重馏分。所述轻馏 分作为产物被回收，所述重馏分循环到加氢处理步骤。使用该4, 191，636工艺的加拿大重 质浙青的催化转化（API比重〈10)是一个高强度的过程，往往具有催化剂快速失活而影响 选择性和产率方可靠性问题。
[0015] 在美国专利No. 4, 428, 824中，溶剂脱浙青单元安装在减粘裂化单元的上游，以从 减粘裂化操作中除去浙青质。在此配置中，由于浙青质被从产物流中完全除去，所以所述减 粘裂化单元能在较高的温度运行，将较重的分子转化成较轻的烃分子而不结垢。然而，浙青 的产率大大降低（降低了 10-15% )，这是因为工艺中浙青质的早期去除阻止了该部分原油 热转化为可精制的产物。
[0016] 美国专利4, 428, 824、美国专利No6, 274, 032公开了一种处理烃进料源的工艺，包 括分馏器，用以分离主要的原油组分，分馏器后是溶剂脱浙青（SDA)单元，作用于更重质原 油的富浙青质组分，和温和的热裂化器，用于非浙青质流。富浙青质流在气化单元中处理， 生成氢化所需要的合成气。SDA单元放置在热裂化器的上游能减少作为精炼原料的浙青总 产率，因为原油中的浙青质部分--包含多达15 %的加拿大浙青--出于考虑到原油中包 括多种形式而被除去。产物产率的这一损失无法通过增加减粘裂化器中的裂化而得到补 偿。
[0017] 在美国专利No. 4, 686, 028中，公开了一种处理全原油的方法，该方法包括以下步 骤：在两级脱浙青过程中对高沸程烃进行脱浙青，产生分离的浙青质、树脂和脱浙青油馏 分，随后通过氢化或减粘裂化仅对树脂馏分进行改质。该美国专利No. 4, 686, 028发明对整 个原油流的有利部分应用减粘裂化，以最小化焦炭的生成。但是，该专利4, 686, 028具有局 限性，因为会丢失很大一部分可能会受益于最佳转化的原油，由此很大一部分原油不能在 不需要运输稀释剂的情况下最终成为管道产品。
[0018] 在美国专利No. 5, 601，697中，公开了一种处理拔顶原油（topped crude oil)的 方法，该方法包括以下步骤：真空蒸馏所述拔顶原油，对蒸馏的底部产物进行脱浙青，对脱 浙青油进行催化裂化，混合可蒸馏的催化裂解馏分（大气等效沸点温度小于约1100华氏 度）以生产包括运输燃料、轻气体和淤浆油的产物。该美国专利5, 601，697受制于真空蒸 馏拔顶重质原油至约850° F和催化裂化脱浙青油来生产运输燃料的复杂性、成本和技术 可行性。
[0019] 在美国专利6, 533, 925中描述了一种方法，包括溶剂脱浙青工艺与气化工艺的融 合，以及从溶剂溶液中分离树脂相的改进工艺，所述溶剂溶液中包含溶剂、脱浙青油（DA0) 和树脂。该专利6, 533, 925中包括树脂萃取器，其溶剂温度的升高高于第一浙青萃取器的 溶剂温度的升高。处理该浙青质流，但在任何热转化之前将其除去，排除得到将值抬升成可 用炼油厂给料的可能性。其影响是降低原油流的潜在总产率。
[0020] 在美国专利申请2007/0125686中，公开了一种方法，在该方法中，首先将重质烃 流通过蒸馏分离成多种馏分，其中重质组分被送至一温和热裂化器（减粘裂化器）中。将来 自该温和热裂化器的剩余重质液体在一现有技术的SDA单元中进行溶剂脱浙青。使用SDA 分离的浙青质作为气化器的进料。将脱浙青油与冷凝的温和热裂化器蒸汽混合，形成混合 产物。如上述专利4, 454, 023中所述，减粘裂化面临的挑战是，早期会产生焦炭。具体地， 专利申请2007/0125686中说明了这一温和热裂化器的目的是专用于裂化非浙青质材料， 同样不能应用于加拿大浙青。此外，在蒸馏步骤中需要额外的能量，且大多数分离的组分为 了管道运输而被重新结合。
[0021 ] 对SDA生成的富浙青质流的处理
[0022] 在美国专利#4, 421，639中，溶剂脱浙青工艺使用第二个浙青萃取器来浓缩浙青 质材料（和回收更多的脱浙青油）。浓缩的浙青流被传送通过加热器，以在18磅/平方英 尺（psia)的压力下达到425° F温度，并使用闪蒸罐（flash drum)和汽提塔从浙青流中分 离溶剂（在此情况下为丙烷）将液体形式的浙青产物泵送至存储器。这样的设置仅在富浙 青流在这些条件下为液体时有效。其问题在于，当富浙青质流（如浙青）中存在任何可察 觉的固体浙青质时，则存在堵塞问题。
[0023] 在美国专利#3, 847, 751中，来自SDA单元的浓缩浙青质产物与溶剂混合，作为液 体溶液输送到喷雾干燥器。喷嘴设计和压降决定了所形成的液滴的大小。轻质烃（溶剂） 液滴越小，其越快完全闪蒸为蒸汽。重质烃（浙青质）颗粒越小，用以冷却重质液滴的热传 递的可用表面积越大，目的是为了产生干燥的、非粘性固体颗粒。向喷雾干燥器底部添加额 外的冷气体，以通过额外的对流热交换来加强冷却以及通过减慢液滴下降速率（通过向上 的冷却气流）来增加液滴停留时间，以便减小容器（该容器往往是非常大的）的尺寸。当 在该工艺工作温度下，萃取器中沉降出的浙青质颗粒在溶剂中为固体形式时，不需要这种 设置。
[0024] 在美国专利#4, 278, 529中，公开了一种通过减压从浙青材料中分离溶剂而不携 带浙青材料的方法。含有浙青材料和溶剂的类流体相（fluid-like phase)通过穿过减压 阀而减压并被引入汽提塔中。所述减压蒸发掉部分溶剂，并且还分散了溶剂中的细浙青粒 子的喷雾。该方法的问题是，剩余浙青质仍然是湿的、粘性的，并且没有剩下足够的溶剂使 重质浙青相（具有许多固体）保持流动。
[0025] 在美国专利#4, 572, 781中，描述了一种从重质烃类材料中分离具有高软化点的 基本干燥的浙青质的溶剂脱浙青工艺，该工艺使用离心滗析器从固体浙青质的高浓缩浆料 中分离液相。这一工艺试图处理具有固体颗粒的富浙青质流，但却是一种高度昂贵的工艺， 因为固体的分离是通过固/液分离并且需要额外的溶剂以使材料流至滗析器来完成的。所 分离的固体材料仍然相对较湿，并且总是需要另一干燥步骤来将溶剂以蒸气形式回收。该 溶剂蒸汽需要被冷凝以重新利用，这是另一个高能量步骤。
[0026] 在美国专利#7, 597, 794中，在通过溶剂萃取法分离后将分散溶剂引入浙青相中， 该浙青相在气-固分离器中经历快速相变，分散成固体颗粒同时溶剂蒸发，导致浙青与溶 剂的低温分离，其中，所述浙青颗粒具有可调整的尺寸。使用液体溶剂作为传输介质的闪蒸 /喷雾干燥器的难题在于，在该集成工艺（集成工艺）中产生的浙青质在闪蒸干燥阶段之 前、期间和之后具有保持潮湿的倾向。另外，使用这种集成工艺，浙青质在升高温度下继续 液化。湿的浙青质易附着至所有表面，污染并堵塞设备。使用这种方法导致的降低的可靠 性使得这一操作对于具有高浙青质含量的重质原油而言是昂贵的。
[0027] 在美国专利#7, 964, 090中，公开了一种使用SDA和气化作用改质重质浙青质原油 的方法。该专利中所感兴趣的是，通过将包含一种或多种浙青质和一种或多种非浙青质的 烃与溶剂进行混合而生成进入气化器的流，其中，溶剂与烃的比例为约2:1至约10:1。富浙 青质流作为液体流从SDA转移到气化器。传输中使用的大量溶剂在气化器中被消耗，并且 在价值上降级成燃气等效物。由于浙青质倾向于是液体，按上述量使用溶剂传送该材料是 可行的。对于固体浙青质而言，这一方法将需要多10-20倍的溶剂进行传送，并且该方法中 将消耗这么多量的昂贵溶剂且固体浙青质的价值被降低。


【发明内容】

[0028] 应当理解，通过以下详细描述，本发明的其他方面将变得对本领域技术人员而言 显而易见，其中以示例说明的方式展示并描述本发明的多种实施方案。应认识到，本发明能 够用于其他不同的实施方案，且其若干细节能够在多个其他方面进行修改，所有这些都不 偏离本发明的精神和范围。相应地，附图和详细描述应被视为说明性的而非限制性的。
[0029] 基本上描述了一种由重质原油，例如加拿大油砂浙青，生产可直接由管道输送的 原油（pipeline-ready crude)和炼油厂原料的改进方法，该方法包括：（1)在反应器内的 全浙青流中进行具有最少的焦炭和废气的最佳浙青质转化，以产生受热影响型富浙青质馏 分、最少的不凝性蒸气流、增加的炼油厂原料液体流；（2)对所述受热影响型富浙青质馏分 进行脱浙青成为炼油厂原料液体流和浓缩的浙青质流；（3)根据需要，选择性地加氢处理 特定的符合管道规格的烃组分，最后混合所有的液体流以产生炼油厂原料；和（4)将有待 转化的浓缩的固体浙青质流在气化炉、电动机（power)或浙青厂中进行惯性分离。
[0030] 对浙青进行热处理，以除去和转化/裂化所选定的浙青质，然后以更有效的溶剂 萃取工艺对其进行充分分离，降低焦炭的产生，分离不希望的污染物（例如金属，MCR，和其 余的浙青质）。
[0031] 考虑到加拿大浙青的相对复杂性和浙青质上的大量侧链，在本文所公开的本发明 的操作条件下，该侧链优先从核心的浙青质分子裂解，以使所需的真空柴油裂解成轻质烃 范围的组分。其余的多环芳经浙青质（polyaromatic asphaltene)核心在上述操作条件下 在升高的温度和压力下保持为固体，从而比非受热影响型浙青质更容易分离，得到改善的 分离操作，例如溶剂脱浙青（50)和如惯性分离（110)的气-固分离。
[0032] 另外，浙青中的更重质的烃也轻度裂化成真空柴油、汽油和馏出物沸程组分，所有 均适于在炼油厂中进行分离和转化。反应器中浙青池内温度和热通量的任何重大偏离均将 导致焦化、气体产量的增加和原始浙青的整体原油产率的降低以及操作可靠性的降低，增 加了设备的运行成本。
[0033] 本发明提供了由重质高浙青质原油（例如，加拿大浙青）和原料生产适合管道输 送和适合炼油厂的原料的装置和方法，用于任何原始的或经预先处理的烃流，所述方法和 装置包括预热器，用于预热工艺流体至反应器的所需操作温度的设定温度或接近该温度； 将所述工艺流体移至反应器中，以通过控制应用至反应器中的工艺流体的热量而转化所述 工艺流体，使所述工艺流体在整个反应器中保持基本均一的温度，以产生受热影响型富浙 青质馏分流和具有最少的不凝蒸汽的液体烃蒸汽流。所述蒸汽流被进一步分离成两个流： 不凝蒸汽流和轻质液体烃流。使用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富浙青质馏分进行脱浙 青，分别成为脱浙青油液体流和浓缩的浙青质。将在该过程中产生的脱浙青油液体和轻质 液体烃混合，形成适合管道输送和适合炼油厂的原料。在气-固分离单元（例如，惯性分离 单元）中加工该浓缩的浙青质，产生干燥的固体浙青质副产物。
[0034] 低硫气体能够放置（deploy)在反应器中，并能够进行预热，以提供除反应器中的 加热器之外的热通量源；类似地，所述低硫气体有助于除去反应器中的蒸气产物。
[0035] 脱浙青作用能够使用现有技术中的溶剂萃取方法来实现；由于初始的工艺流体已 被分离，因此只有重质富浙青质馏分需要进行脱浙青、萃取操作，使用高的溶剂与油的比例 是可行的、经济的。采用低的溶剂与油的比例和改进的DA0产率的改进的溶剂萃取性能可 通过在最终萃取步骤之前进一步浓缩富浙青质馏分而实现。该方法利用作用于来自初始溶 剂萃取塔的富浙青质流的额外溶剂萃取塔（洗涤塔（rinse column))来增加管道原油的回 收率和品质，从而改善现有技术中的溶剂脱浙青。
[0036] SDA工艺可允许重质富浙青质烃流的某一部分被回收并与新鲜的反应器原料混 合。
[0037] 所得浓缩的受热影响型浙青质能够在例如离心收集器的气-固分离器、沉降室或 惯性分离器中被成功处理，以产生干燥的固体浙青质副产物。
[0038] 在一个实施方案中，本发明提供了一种改进的由重质烃制备增强型炼油厂原料和 干燥的受热影响型浙青质固体的方法，所述方法包括：
[0039] (a)将在加热器中作为工艺流体的重质烃预热至设定温度；
[0040] (b)将预热的工艺流体移到反应器中，并在所述反应器内将工艺流体中的浙青质 进行最佳转化，以产生受热影响型富浙青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃流；
[0041] (c)用溶剂萃取工艺对所述受热影响型富浙青质流进行脱浙青，产生重质脱浙青 油（DA0)流和含有浓缩浙青质的第二流；
[0042] (d)在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响型浙青质固体，回收该方法 中的溶剂；
[0043] (e)所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。
[0044] 在另一个实施方案中，本发明提供了一种连续方法，其中所述反应器是具有顶部 分凝器的单热转化反应器，该反应器在以下参数范围内运行：
[0045] (a)将7000-12000BTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量引入所述反应器内的 工艺流体中；
[0046] (b)将20-80标准立方英尺/桶范围内的吹扫气体（气体/工艺流体）引入所述 反应器内；
[0047] (c)该工艺流体在所述反应器内的停留时间在40-180分钟之间；
[0048] (d)所述反应器内的基本均一的运行温度在675-775° F之间；
[0049] (e)所述反应器内的操作压力〈50磅/平方英寸，接近大气压。
[0050] 在进一步的实施方案中，炼油厂原料包含至少两个所产生的适合管道输送的流的 混合物，具有大于19度重力的API和8°C时小于350Cst的粘度；处理一个或多个所产生的 流以除去烯烃。
[0051] 在又一个实施方案中，炼油厂原料包含一个或多个所产生的流，所述流适于凭借 其减压渣油的比例区分炼油厂类型。
[0052] 本发明进一步提供了通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的 重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而将集成工艺 应用到现有的以焦化为基础的改质装置或炼油厂的方法。
[0053] 在进一步的实施方案中，通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理 的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而将集成工 艺应用到现有的渣油加氢裂化改质装置或炼油厂。
[0054] 在又一个实施方案中，通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的或经处理的 重质烃流作并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而将集成工 艺应用到新的浙青、新的"低硫原油"炼油厂或现有的"低硫原油"改质装置或炼油厂，来代 替焦化工艺。

【专利附图】

【附图说明】
[0055] 参照附图，以举例而非以限制性的方式在附图中详细说明本发明的几个方面，在 附图中，相同的附图标记在这些图中标示相同的部分，其中：
[0056] 图1是由重质烃原料形成可管道运输的烃产物的流程图；和
[0057] 图2是具体涉及裂化过程和液体分离过程的流程图；和
[0058] 图3是示例性溶剂脱浙青过程的流程图。
[0059] 图4描绘了根据所述一个或多个实施方案的使用具有真空和/或焦化单元的现有 的改质装置或炼油厂的集成的温和热裂化与改进的溶剂脱浙青工艺的一个示例性应用。
[0060] 图5描绘了根据所述一个或多个实施方案的图4的集成的温和热裂化与改进的溶 剂脱浙青工艺的一个具体示例性应用，该工艺供应有来自现有的改质装置或炼油厂的真空 底部流，来自集成型裂化器/SDA的多种产物被送至加氢裂化单元、渣油加氢裂化单元和气 化单元。
[0061] 图中的单元、流和设各
[0062] 以下给出的单元、工艺流和设备元件的清单是指示附图中编号的部件，提供给阅 读者参考。
[0063] 图1中的单元
[0064] 10 =过程
[0065] 20 =进料加热器
[0066] 30 =反应器
[0067] 40 =气液分离器
[0068] 50 =高效溶剂萃取
[0069] 11〇 =惯性分离单元
[0070] 图1中的流
[0071] 12 =新鲜的浙青原料
[0072] 14 =全料加热器（Complete feed to heater)
[0073] 21 =供应至反应器
[0074] 32 =反应器顶部
[0075] 34 =反应器底部
[0076] 36 =至反应器的低硫气体
[0077] 43 =不凝蒸汽
[0078] 44 =来自40的轻质烃液体
[0079] 52 = DA0
[0080] 54 =树月旨
[0081] 58 =富浙青质流
[0082] 60 =产物
[0083] 70 =树脂循环
[0084] 111 =浙青质固体
[0085] 112 =用于循环的溶剂
[0086] 图2中的单元
[0087] 30 =反应器-最佳浙青质转化单元
[0088] 41 =塔顶冷凝器
[0089] 42=蒸汽/液体分离器
[0090] 图2中的流
[0091] 21 =供应至反应器
[0092] 22 =反应器之外的能量/热量
[0093] 32 =反应器顶部
[0094] 34=反应器底部
[0095] 36 =至反应器的低硫气体
[0096] 43 =不凝蒸汽
[0097] 44 =来自42的轻质烃液体
[0098] 45 =供应至蒸汽/液体分离器42
[0099] 46 =来自42的轻质烃液体
[0100] 图3中的设备
[0101] 50a =带有静态混合器的管路（平行流初级萃取器）
[0102] 50b =冷却器
[0103] 50c =澄清器/沉降器
[0104] 50d =加热器
[0105] 50e =洗涤塔（二级浙青质萃取器）
[0106] 50f =树脂萃取器
[0107] 50g =溶剂萃取器
[0108] 图3中的流
[0109] 34 =从反应器底部供应到SDA单元
[0110] 52 = DA0-产物混合
[0111] 54 =将树脂底部产物进行溶剂萃取
[0112] 55 =平流管路/静态混合器的出口
[0113] 56=供应至澄清器
[0114] 57=添加溶剂
[0115] 58 =富浙青质流
[0116] 59 =澄清器顶部连接到树脂塔
[0117] 61 =澄清器底部连接到洗涤塔
[0118] 62 =供应至洗漆塔
[0119] 63 =补充溶剂（make-up solvent)
[0120] 64 =洗涤塔顶部出口连接到洗涤塔
[0121] 65 =补充溶剂
[0122] 66 =树脂萃取器顶部连接到溶剂萃取器（50g)
[0123] 67=回收的溶剂进行再生
[0124] 图4中的单元
[0125] 20, 30, 40 =温和热裂化器
[0126] 50, 110 = SDA+ISU
[0127] 200 =真空单元和/或催化裂化单元
[0128] 300 =焦化或FCC单元或浙青装置
[0129] 400 =加氢裂化&加氢处理的组合
[0130] 图4中的流
[0131] 5 =重质烃流
[0132] 34=反应器底部
[0133] 43=不凝蒸汽
[0134] 44 =来自反应器的轻质烃液体
[0135] 52 = DA0
[0136] 54=树脂
[0137] 111 =浙青质固体
[0138] 301 =焦化器（coker)，FCC,轻质经
[0139] 302 =固体
[0140] 401 =制成的供销售的运输产品
[0141] 图5中的单元
[0142] 20, 30, 40 =温和热裂化器
[0143] 50, 110 = SDA+ISU
[0144] 200 =真空单元和/或催化裂化单元
[0145] 400 =加氢裂化&加氢处理的组合
[0146] 500 =渣油加氢裂化器
[0147] 600 =气化单元
[0148] 图5中的流
[0149] 5 =重质烃流
[0150] 34 =反应器底部
[0151] 43 =不凝蒸汽
[0152] 44 =来自反应器的轻质烃液体
[0153] 52 = DA0
[0154] 54 =树脂
[0155] 111 =浙青质固体
[0156] 205 =来自真空单元的轻质液体烃
[0157] 301 =来自渣油加氢裂化器的轻质液体烃
[0158] 302 =来自渣油加氢裂化器底部的重质烃
[0159] 401 =制成的供销售的运输产品

【具体实施方式】
[0160] 下文结合附图给出的详细描述意在说明本发明的多种实施方案，而非意在代表发 明人所预期的所有实施方案。所述详细描述包括具体细节，目的在于提供对本发明的全面 理解。然而，对本领域技术人员显而易见的是，无需这些具体细节本发明也可以实施。
[0161] 图1是工艺流程图，示出了一个由烃原料12形成烃产物60的过程10,在该流程 中，最终烃产物60具有足够满足最小管道运输要求（最小API比重为19)的特性，是令人 满意的炼油厂原料。由重质烃的原料12形成的工艺流体14可在进入反应器30之前，经由 加热器20将工艺流体14加热到希望的温度水平，在反应器30中，在工艺流体14经历温和 控制的裂化过程的同时，控制并保持工艺流体14。在该温和的裂化过程之后，轻质顶部馏 分32可从反应器30进入气液冷凝分离过程40,重质塔底馏分34可进入高效溶剂萃取过程 50。来自气液分离过程40的输出物44的一部分可与高效溶剂萃取过程50的输出物52, 54 的一部分混合，得到烃产物60,其具有足够满足所要求的管道运输标准的物理性质，而无需 将最终烃产物60与来自从外部来源的稀释剂混合，或者仅需要用量大大减少的所述稀释 剂。
[0162] 原料12可以是重质烃（原始的或者经预先处理的流），如由SAGD(蒸汽辅助重力 排水）工艺得到的重质烃，如加拿大油砂浙青；或者来自任何其他合适的重质烃来源。在一 方面，原料12可以具有0至14范围内的API比重。
[0163] 在一方面，从高效溶剂萃取工艺50输出的树脂流54的循环部分70可以与进入的 原料12进行混合，形成进入过程10的工艺流体14。所述树脂流在需要进一步的原油产率、 和/或轻质原油和/或浙青质抑制作用的情况下可以添加到所述工艺流体中，以满足所处 理产物的特性目标。该树脂循环通过可调节的流参数为操作者提供了灵活性，以满足生产 规格，并允许工厂可靠地处理原料的变化。
[0164] 来自溶剂萃取工艺50的树脂产物54通常具有相对低的API比重。在一方面，树 脂产物54具有0到10之间的API比重。根据原料12的特性和与原料12混合的树脂产物 54的量，得到的工艺流体14可具有一定范围的特性，特别是一定范围的API比重。
[0165] 工艺流体14 (完全由原料12得到或作为原料12与来自溶剂萃取工艺50的树脂 产物54的混合物而形成）可以进入加热器20,其中，当工艺流体14通过加热器20时，被 加热到所需的温度，之后加工流体14进入反应器30经历温和的热裂化。通过对整个反应 器30均匀施加热量，使反应器30保持一致的流体温度，以发生温和的热裂化，从而免除了 发生焦化的顾虑，或焦化对反应器的运行和/或性能的损害。
[0166] 在一方面，加热器20将工艺流体14加热到675-775° F的温度，之后将工艺流体 14引入反应器30中。
[0167] 在反应器30中，工艺流体14 (被加热器20加热到675-775° F)经历温和可控的 裂化过程。在该反应器30中设置有适当放置的加热器，以保持加热器20中产生的所需恒 定温度和对流体14施加均匀的热通量。加热器通过任何易获得的源（电、热传递流体、辐 射等）提供间接的热量。为确保均匀的热通量，可以连续或间歇地对所述工艺流体进行混 合。
[0168] 反应器30可以通过使五个主要的相互关联的操作变量（温度、压力、停留时间、气 体吹扫和热通量）最佳化的方式运行，以便减少或者防止反应过程中形成焦炭并最少化气 体的生成，同时也提供了重质烃中的浙青质部分向适合炼油厂的原料组分的最佳转化。
[0169] 第一和第二变量涉及向反应器中的整个池的工艺流体施加7000-12000BTU/小时 平方英尺之间的均匀的热通量，以及将反应器内的单一操作温度维持在675-775° F之间。 这可以通过在反应器内放置适当大小和位置的加热装置而实现。加热器的数目可通过计算 在任意两个加热器之间的最佳热量分散而设定，以使整个池具有均匀的温度并避免峰值温 度或明显高于反应器目标温度的热点温度（spot temperature)。
[0170] 反应器的第三变量，即在反应器中的停留时间，可以是40-180分钟。
[0171] 反应器的第四变量，即操作压力，可以用使性能一致的标准压力控制原理保持在 接近大气压，在任何情况下，均低于50psig。控制压力范围的低端，以防止烃过度、过早地基 本上短路反应器的闪蒸（flashing)，并且限制压力范围的高端，以减少二次裂化和由此增 加的气体产率。
[0172] 反应器的第五变量，即热吹扫气体36,与加工流体21在相同的温度范围内 (675-775° F)，按照20-80标准立方英尺/桶被添加到反应器30内的工艺流体14中。
[0173] 吹扫气体36可以是天然气、氢气、来自该过程的生成气/燃料气、蒸气、氮气或任 何其他非反应性、不会冷凝成液体的不凝气体。
[0174] 吹扫气体以20-80标准立方英尺/桶的进料量提供，以除去"较轻质"的烃产物 (即，从甲烷至〈750° F沸点的烃），只要它们在反应器30中一形成就马上除去，使得增加 气体生成并潜在地增加烯烃石脑油/馏出物的二次裂化最小化。
[0175] 所述吹扫气体还可以使得反应器在更接近所希望的工作压力（<50psig)和温度 下运行。吹扫气体36还可以用来对反应器30内工艺流体14提供额外的热量和/或混合。
[0176] 如参考图1和图2所论述的，用于反应器30的热能流22在烃于所述反应器中的 整个停留时间（40-180分钟）内在所需的温度（675-775° F)和压力（小于50psig)下均 匀地施加（7000-12000BTU/小时平方英尺），以使任何会引发焦化的局部峰值流体温度最 少化，并由此在更高的本体温度（bulk temperature)下的提高热传递，改善反应器30内经 的转化。在这些操作条件下，反应动力学有利于浙青质最佳转化，其中优先裂解外围烃链， 为炼油厂产生所需的烃（VG0和柴油范围的烃），而不会导致焦化或增加反应器中气体的生 成。作为例子，表4示出了不同类型原油的浙青质的不同的构造。所提出的反应器30操作 条件考虑了不同原油的相对复杂性和高度的侧链化。
[0177]

【权利要求】
1. 一种改进的由重质烃制备增强型炼油厂原料和干燥的受热影响的浙青质固体的方 法，所述方法包括： (a) 在加热器中将作为工艺流体的重质烃预热至设定温度； (b) 将预热的工艺流体移到反应器中，并在所述反应器内将工艺流体中的浙青质进行 最佳转化，以产生受热影响的富浙青质馏分流，以及不凝蒸汽和轻质液体烃流； (c) 用溶剂萃取工艺对所述受热影响的富浙青质流进行脱浙青，产生重质脱浙青油 (DAO)流和含有浓缩浙青质的第二流； (d) 在分离单元中从所述第二流分离干燥的受热影响的浙青质固体，回收该方法中的 溶剂； (e) 所述炼油厂原料包括所产生的流中的至少一个。
2. 根据权利要求1所述的方法，其为一种连续方法，其中所述反应器是具有顶部分凝 器的单热转化反应器，该反应器在以下参数范围内运行： (a) 将7000-12000BTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量引入所述反应器内的工艺 流体中； (b) 将20-80标准立方英尺/桶范围内的吹扫气体（气体/工艺流体）引入所述反应 器内； (c) 该工艺流体在所述反应器内的停留时间在40-180分钟之间； (d) 所述反应器内的基本均一的操作温度在675-775° F之间； (e) 所述反应器内的操作压力〈50磅/平方英寸，接近大气压。
3. 根据权利要求1所述的方法，其中在步骤c实施的溶剂脱浙青具有附加的溶剂萃取 步骤，所述溶剂萃取步骤使用液-液萃取塔，对离开操作步骤c的浓缩浙青质的第二流进行 操作。
4. 根据权利要求2所述的方法，其中所述吹扫气体为氮气、蒸气、氢气和/或轻质烃，例 如甲烧、乙烧、丙烧。
5. 根据权利要求2所述的方法，其中所述吹扫气体被预热。
6. 根据权利要求2所述的方法，其中所述热通量由一个或多个适当放置的加热装置在 热反应器中传递，以得到基本均匀的反应器内工艺流体温度。
7. 根据权利要求1所述的方法，其中将从步骤c的脱浙青操作收集的树脂循环流与所 述反应器上游的原料混合，以形成所述工艺流体。
8. 根据权利要求1所述的方法，其中所述炼油厂原料含有至少两个所产生的适合管道 输送的流的混合物，具有大于19度的API比重和8°C时小于350Cst的粘度。
9. 根据权利要求8所述的方法，其中对一个或多个所产生的流进行处理以除去烯烃。
10. 根据权利要求1所述的方法，其中所述炼油厂原料包含一个或多个所产生的流，所 述流适于凭借其减压渣油的比例区分炼油厂类型。
11. 一种由重质烃制备适合管道输送或适合炼油厂及干燥的受热影响的浙青质固体的 方法，使用高效溶剂萃取工艺，具有高的局部溶剂-工艺流体比例又能保持低的总溶剂-工 艺流体比例，通过首先实施温和的热裂化然后从所得受热影响的流体中分离富浙青质馏 分，使得所述方法的高溶剂-油比例部分仅作用于那些富浙青质馏分。
12. 根据权利要求1所述的方法，具有气动输送和处理所得干燥的受热影响的浙青质 固体的步骤。
13. 根据权利要求8所述的方法，其中加工重质烃以分离富浙青质馏分用于萃取工艺 是通过下述方式完成：工艺流体中包括重质烃、加热所述工艺流体至所需温度、将所述工艺 流体移送到反应器中以及管理温度、反应器内停留时间、热通量、压力和反应器内吹扫气体 中的至少一种，从而产生富浙青质馏分用于进一步加工。
14. 根据权利要求13所述的方法，其中将树脂流用溶剂萃取工艺萃取并与所述重质烃 混合，以形成所述工艺流体。
15. 根据权利要求13所述的方法，其中所述反应器内工艺流体的基本均匀的温度保持 在675和775华氏度之间。
16. 根据权利要求13所述的方法，其中所述工艺流体的反应器内停留时间在40和180 分钟之间。
17. 根据权利要求13所述的方法，其中引入所述反应器内的工艺流体中的基本均匀的 热通量在7000和12, 000BTU/小时平方英尺之间。
18. 根据权利要求13所述的方法，其中吹扫气体与工艺流体的比例在20至80标准立 方英尺/桶之间。
19. 根据权利要求13所述的方法，其中所述反应器内工艺流体的压力小于50磅/平方 英寸。
20. 根据权利要求13所述的方法，其中所述吹扫气体被加热。
21. 根据权利要求13所述的方法，其中所述吹扫气体为以下气体中的一种或多种：氮 气、蒸气、氢气或轻质烃，例如甲烷、乙烷或丙烷。
22. 根据权利要求13所述的方法，其中所述热通量由一个或多个适当放置的加热装置 在热反应器中传递，以得到基本均匀的反应器内工艺流体温度。
23. 根据权利要求1所述的方法，其中所述气动输送设备用于处理干燥的受热影响的 浙青质固体。
24. 用于加工重质烃以生产适合管道输送或适合炼油厂的原料和干燥的受热影响的浙 青质固体的加工设备，包括： a) 工艺流体制备部件，用于将重质烃与其他所需物质进行混合，以制备工艺流体； b) 输送设备，用于将工艺流体移动到预热器； c) 预热器，能够将所述工艺流体加热到接近或处于反应器的所需操作温度； d) 输送设备，用于将加热的工艺流体移动到所述反应器； e) 反应器，具有换热装置，用以为所述工艺流体提供所需的热通量和使反应器内工艺 流体在所需的停留时间内保持在基本均匀的所需温度； f) 用于向所述反应器内的工艺流体提供吹扫气体的装置； g) 用于在停留时间结束时从所述反应器中除去多种产生的流体的装置，这些流体包括 以下中的至少一种：
1. -不凝蒸气
2. -轻质液体烃
3. -受热影响型富浙青质馈分； h) 从轻质液体烃中分离不凝蒸气的装置； i) 将所述受热影响型富浙青质馏分移动到溶剂萃取处理器的输送装置； j) 所述溶剂萃取处理器，具有从受热影响的富浙青质馏分中去除萃取的产物的装置， 这些产物为： a. -脱浙青油 b. -树脂 c. -浓缩的浙青质； k) 用于收集合适量的脱浙青油、树脂和轻质液体烃并将它们混合在一起以提供适合管 道输送或适合炼油厂的原料的装置； l) 用于干燥浓缩的浙青质以提供干燥的受热影响型浙青质固体的装置。
25. 根据权利要求24所述的设备，其中所述反应器为具有顶部分凝器的单热转化反应 器。
26. 根据权利要求25所述的设备，在引入所述反应器内工艺流体中的 7, 000-12, OOOBTU/小时平方英尺范围内的均匀热通量下运行。
27. 根据权利要求25所述的设备，在引入所述反应器内的吹扫气体下运行。
28. 根据权利要求25所述的设备，其中吹扫气体与工艺流体的比例在20-80标准立方 英尺/桶之间。
29. 根据权利要求25所述的设备，其中所述吹扫气体为以下中的至少一种：氮气、蒸 气、氢气，或轻质经，如：甲烧、乙烧或丙烧。
30. 根据权利要求25所述的设备，所述吹扫气体在被引入所述反应器之前用加热器进 行加热。
31. 根据权利要求25所述的设备，工艺流体在反应器内运行时持续的停留时间在40到 80分钟。
32. 根据权利要求25所述的设备，为所述反应器内的工艺流体提供在675-775华氏度 之间的基本均匀的温度。
33. 根据权利要求25所述的设备，所述反应器内的加工流体处于大气压或接近大气 压。
34. 根据权利要求25所述的设备，在低于50磅/平方英寸的压力下运行。
35. 根据权利要求25所述的设备，使用启动输送装置来处理干燥的受热影响型浙青 质。
36. 根据权利要求1所述的方法，其中在步骤d中进行的气-固分离可由沉降室、挡板 室、惯性分离器或离心收集器组成，所述离心收集器由单级或多级旋风分离器组成。
37. 根据权利要求36所述的方法，其中输送气体被添加到浓缩的浙青质流中以使得能 够气动输送到惯性分离单元并增强所述气动输送。
38. 根据权利要求36所述的方法，其中用于气动输送的输送气体可以是任何适宜的轻 分子量气体，包括但不限于天然气、蒸气或氮气。
39. 根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的 或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而 将集成工艺应用到现有的以焦化为基础的改质装置或炼油厂。
40. 根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的 或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而 将集成工艺应用到现有的渣油加氢裂化改质装置或炼油厂。
41.根据权利要求1所述的方法，其中通过作为原料接受改质装置或炼油厂的原始的 或经处理的重质烃流并向该改质装置或炼油厂提供轻质液体烃和重质脱浙青烃工艺流而 将集成工艺应用到新的浙青、新的"低硫原油"炼油厂或现有的"低硫原油"改质装置或炼 油厂，来代替焦化工艺。
【文档编号】C10C3/08GK104105780SQ201180075179
【公开日】2014年10月15日 申请日期:2011年9月30日 优先权日:2011年9月30日
【发明者】汤姆·科斯卡登, 格雷格·迪杜奇, 达米安·霍金, 达留斯·雷梅萨特, 吉姆·卡恩斯 申请人:Meg能源公司