分离器和分离原油的方法 |
|||||||
| 申请号 | CN202211337610.1 | 申请日 | 2022-10-28 | 公开(公告)号 | CN117946720A | 公开(公告)日 | 2024-04-30 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石油化工股份有限公司上海石油化工研究院; | 发明人 | 崔乐雨; 吴春芳; 沈之芹; 何秀娟; 李应成; 沙鸥; | ||||
| 摘要 | 本 发明 涉及一种分离器和分离 原油 的方法。分离器包括：壳体和设置一个与所述分离腔的腔壁之间具有间隙的第二 支撑 件，在所述第二支撑件上方沿分离腔的高度方向间隔设置与所述壳体密封连接的第一支撑件；所述第二支撑件为不可渗透性支撑件，且位于间隙一端设置溢流板，所述溢流板与所述第二支撑件以及分离腔的腔壁合围形成第二分相区；每个所述第一支撑件包括可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部，所述可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部之间设置有溢流板，使得所述溢流板与位于所述分离腔的腔壁合围形成第一分相区，所述第一分相区和第二分相区内设置有减压介质。本发明分离器能够在较低 温度 下使用二 氧 化 碳 将原油中的不同组分进行分离。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种分离器，其特征在于，所述分离器包括： |
||||||
| 说明书全文 | 分离器和分离原油的方法技术领域[0001] 本发明涉及原油分离炼化领域，具体涉及一种分离器和分离原油的方法。 背景技术[0002] 原油是由多种组分构成的混合物，需要进行组分分离后，才能进入后续各种化工产品的加工环节，如汽柴油精炼，催化重整等。原油的分离产品，可以按照碳数进行分类。按照碳数由少到多，分为从轻到重的原油组分，即石脑油、汽油、煤油、柴油、渣油等。 [0003] 常压蒸馏是传统的原油分离工艺。原油经过脱水脱盐、初馏汽提等处理后，进入常压蒸馏塔。常压蒸馏塔底部加热到300‑450℃。加热后的原油，部分组分气化向上流动。未气化的部分是包含大量渣油和蜡油的重组分混合物，作为常底油产品输出蒸馏塔。气化的组分在向上流动过程中不断冷却，冷却后的油相产品从侧线输出。这些产品由低到高排列的话，其组分碳数由大到小，组分由重到轻。常压蒸馏法利用原油组分的沸点不同，能够实现组分的有效分离。但是，常压蒸馏需要将原油加热至高温，消耗大量化石能源的同时，会排放大量CO2。在环境要求日趋严格，碳排放成本日趋高昂的时代，需要发明一种新的原油分离技术，从而降低原油分离时的温度和能耗，并且降低分离炼化的碳排放。 发明内容[0004] 本发明的目的是为了克服现有技术存在的原油分离操作温度高、高碳排放的问题，提供一种分离器和分离原油的方法，该分离器用于原油分离具有操作温度低、二氧化碳利用率高、分油效率高，且原油处理量大、连续性好的特点。经过研究发现，原油中的组分可以在较低温度下溶于高压二氧化碳中，而且原油中的不同组分在二氧化碳，尤其是超临界二氧化碳中的溶解度和分配系数不同；同一组分在二氧化碳中的溶解度和分配系数随温度、压力和二氧化碳对原油的比例变化。 [0005] 为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种分离器，所述分离器包括： [0006] 壳体和所述壳体周壁围绕限定的分离腔，所述壳体顶部设置有气相和/或超临界相产物流出口，底部设置有液相产物流出口； [0007] 所述分离腔内水平设置有一个一侧与所述分离腔的腔壁之间具有间隙的第二支撑件，在所述第二支撑件上方沿分离腔的高度方向间隔设置有至少一个与所述壳体水平密封连接的第一支撑件； [0008] 所述第二支撑件为不可渗透性支撑件，所述第二支撑件(17)位于所述间隙的一端设置有溢流板(23)，所述溢流板(23)的两侧密封连接所述壳体，使得所述溢流板与所述第二支撑件以及分离腔的腔壁合围形成第二分相区，所述第二分相区用于原料混合，以及形成低密度物质流和高密度物质流，并富集所述高密度物质流且溢流经过间隙至液相产物流出口； [0009] 每个所述第一支撑件包括可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部，所述可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部之间设置有两侧密封连接所述壳体的溢流板，使得所述溢流板与位于所述可渗透性支撑部一侧的分离腔的腔壁合围形成第一分相区，所述溢流板与位于所述不可渗透性支撑部一侧的分离腔的腔壁合围形成集液区，其中，所述第一分相区用于形成低密度物质流和高密度物质流以及富集高密度物质流，集液区用于收集从第一分相区溢流出来的高密度物质流；位于所述集液区的壳体上开设有侧线产品出口； [0010] 所述第一分相区和第二分相区内设置有减压介质； [0011] 所述第二分相区设置有用于液相原料进料的第一进料口和位于所述第一进料口下方的用于气相和/或超临界相原料进料的第二进料口。 [0012] 本发明第二方面提供分离原油的方法，该方法在包含本发明所述的分离器的装置中进行，包括： [0013] a、将经过预处理之后的原油通过第一进料口注入第二分相区中，含二氧化碳原料通过第二进料口注入第二分相区中，原油和含二氧化碳原料在第二分相区中混合形成高密度的富油相物质流和低密度的富二氧化碳相物质流； [0014] b、步骤a形成的富油相在第二分相区中的减压介质上累积，累积高度超过溢流板后从间隙流入塔底，通过液相产物流出口输出分离塔；步骤a形成的富二氧化碳相向上流动，穿过第一支撑件和减压介质析出侧线产品和待分离二氧化碳相； [0015] c、上一步骤的侧线产品在第一分相区中的缓冲介质上累积，累积高度超过溢流板后溢流落入集液区内，通过集液区侧线产品出口输出分离塔；上一步骤的待分离富二氧化碳相向上流动，穿过下一级第一支撑件和减压介质析出下一级侧线产品和下一级富二氧化碳相； [0016] d、步骤c完成后可选的重复步骤c至少一次； [0017] e、将最后一次得到的富二氧化碳相通过气相和/或超临界相产物流出口输出分离塔，可选的经过换热后通过第二进料口输入分离塔。 [0018] 通过上述技术方案，本发明具有如下有益效果： [0019] 本发明分离器能够在较低温度下使用二氧化碳将原油中的不同组分进行分离提纯，通过调整温度、压力、物料比参数，原油与二氧化碳的混合物会分成高密度的富油相和低密度的富二氧化碳相，富二氧化碳相会在分离塔中向上移动，通过降低二氧化碳相压力，其中溶解的油相会按照组分由重到轻从二氧化碳中析出。通过收集分离和析出的油相，得到分离纯化后的油相产品。作为分油载体的二氧化碳，可以重复利用，提高二氧化碳利用率。附图说明 [0020] 图1是根据本发明一种优选实施方式的分离塔； [0021] 图2是普通浮阀塔板上的浮阀； [0022] 图3是塔板上安装有控压弹簧的浮阀； [0023] 图4是带有控压装置弹簧的第一支撑件。 [0024] 附图标记说明 [0025] 1、壳体； 17、第二支撑件； [0026] 2、第一进料口； 18、第一支撑件； [0027] 3、外来二氧化碳管路； 19、增压装置； [0028] 4、第二进料口； 20、第二分相区； [0029] 5、液相产物流出口； 21、可渗透性支撑部； [0030] 6、气相和/或超临界相产物流出 22、不可渗透性支撑部；口； 23、溢流板； [0031] 7‑9、侧线产品出口； 24、弹簧； [0032] 10‑14、控压装置； 25、密封片； [0033] 15、第一分相区； 26、密封隔板。 [0034] 16、集液区； 具体实施方式[0035] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。 [0036] 在本发明中，没有特殊情况说明下，壳体的“底部”是指壳体由上至下90‑100％的位置，“顶部”是指壳体由上至下0‑10％的位置。 [0037] 在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词如“上、下、左、右”通常是指参考附图所示的上、下、左、右；“内、外”是指相对于各部件本身的轮廓的内、外。 [0038] 本发明中所述低密度物质流和高密度物质流中“高”和“低”是相对概念，即用于区分在分相区中形成的两个密度不同的物质流。 [0039] 如图1所述，本发明第一方面提供一种分离器，所述分离器包括： [0040] 壳体1和所述壳体周壁围绕限定的分离腔，所述壳体顶部设置有气相和/或超临界相产物流出口6，底部设置有液相产物流出口5； [0041] 所述分离腔内水平设置有一个一侧与所述分离腔的腔壁之间具有间隙的第二支撑件17，在所述第二支撑件17上方沿分离腔的高度方向间隔设置有至少一个与所述壳体水平密封连接的第一支撑件18； [0042] 所述第二支撑件17为不可渗透性支撑件，所述第二支撑件17位于所述间隙的一端设置有溢流板23，所述溢流板23的两侧密封连接所述壳体的溢流板23，使得所述溢流板23与所述第二支撑件17以及分离腔的腔壁合围形成第二分相区20，所述第二分相区20用于原料混合，以及形成低密度物质流和高密度物质流，并富集所述高密度物质流且溢流经过间隙至液相产物流出口5； [0043] 每个所述第一支撑件18包括可渗透性支撑部21和不可渗透性支撑部22，所述可渗透性支撑部21和不可渗透性支撑部22之间设置有两侧密封连接所述壳体的溢流板23，使得所述溢流板23与位于所述可渗透性支撑部21一侧的分离腔的腔壁合围形成第一分相区15，所述溢流板23与位于所述不可渗透性支撑部22一侧的分离腔的腔壁合围形成集液区16，其中，所述第一分相区15用于形成低密度物质流和高密度物质流以及富集高密度物质流，集液区16用于收集从第一分相区15溢流出来的高密度物质流；位于所述集液区16的壳体上开设有侧线产品出口； [0044] 所述第一分相区15和第二分相区20内设置有减压介质； [0045] 所述第二分相区20设置有用于液相原料进料的第一进料口2和位于所述第一进料口2下方的用于气相和/或超临界相原料进料的第二进料口4。 [0046] 本发明分离器能够在较低温度下使用二氧化碳将原油中的不同组分进行分离提纯，通过调整温度、压力、物料比参数，原油与二氧化碳的混合物会分成高密度的富油相和低密度的富二氧化碳相，富二氧化碳相会在分离塔中向上移动，通过降低富二氧化碳相压力，其中溶解的油相会按照组分由重到轻从二氧化碳中析出。通过收集分离和析出的油相，得到分离纯化后的油相产品。该分离塔具有操作温度低、二氧化碳利用率高、分油效率高，且原油处理量大、连续性好的特点 [0047] 本发明中，只要能够实现本发明的目的，对所述减压介质的设置高度没有特别限制，根据本发明一种优选的实施方式，所述减压介质的设置高度低于溢流板23的高度1‑1000cm，优选低于溢流板23的高度2‑100cm，更优选低于溢流板23的高度3‑50cm。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0048] 本发明中，所述减压介质能够增强气液传质，能够降低气体通过后的压力，减压介质可选的种类较多，只要能够实现本发明前述目的即可。 [0049] 根据本发明一种优选的实施方式，所述减压介质为塔板，所述分离塔内塔板的理论数目是1‑100，优选2‑80，更优选3‑70。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0050] 根据本发明一种优选的实施方式，所述减压介质为塔板，各第一分相区15和第二分相区20内的塔板设置有第一控压装置，用于降低气体通过后的压力，优选所述第一控压装置开启压差为0.01‑5MPa，进一步优选为0.05‑4MPa，更优选为0.08‑2MPa。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0051] 根据本发明一种优选的实施方式，当所述减压介质为塔板56时，1‑16级塔板位于第二分相区20内，17‑21级塔板位于第一级的第一分相区15内，22‑36级塔板位于第二级的第一分相区15内，37‑56级塔板位于第三级的第一分相区15内，其中，1‑16级塔板为普通浮阀塔板(如图2)，17‑56级塔板为安装有控压装置的浮阀塔板(如图3)。 [0052] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一控压装置选自弹簧、减压阀、卸荷阀、低渗填料、节流孔、针阀中的至少一种。 [0053] 根据本发明一种优选的实施方式，所述减压介质为填料，各第一分相区15和第二分相区20内的填料的渗透率为0.01‑100Darcy，优选为0.05‑70Darcy，更优选为0.1‑40Darcy。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0054] 本发明中，所述第一支撑件18的设置数量可以是本领域的常规选择，根据本发明一种优选的实施方式，所述第一支撑件18的数量为N个，N为不小于1的正整数，优选为1‑21，进一步优选为1‑11，更优选为2‑6。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0055] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一支撑部件18的可渗透性支撑部21上设置有第二控压装置，用于降低气体通过后的压力。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0056] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第二控压装置的开启压差为0.1‑20MPa，进一步优选为0.5‑10MPa，更优选为0.8‑5MPa。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0057] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第二控压装置选自弹簧、减压阀、卸荷阀、低渗填料、节流孔、针阀中的至少一种。 [0058] 如图4，所述第一支撑部件18的可渗透性支撑部21上设置有弹簧。 [0059] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第二进料口4进料管路上设置增压装置19。 [0060] 根据本发明一种优选的实施方式，所述第一进料口2和第二进料口4管路上设置有换热装置20。通过采用前述优选方案，能够进一步降低能耗。 [0061] 根据本发明一种优选的实施方式，各所述侧线产品出口、气相和/或超临界相产物流出口6和液相产物流出口5设置出口控压装置。 [0062] 根据本发明一种优选的实施方式，当所述第一支撑件18的数量为3个时，分离塔外壁由上而下存在三个侧线产品出口7、8、9，且分别设置有控压装置11、12、13；分离塔气相和/或超临界相产物流出口6设置有控压装置14，液相产物流出口5设置有控压装置10。 [0063] 根据本发明一种优选的实施方式，所述气相和/或超临界相产物流出口6与第二进料口4连通，用于分油载体二氧化碳的重复利用。 [0064] 本发明第二方面提供一种分离原油的方法，该方法在包含本发明所述的分离器的装置中进行，包括： [0065] a、将经过预处理之后的原油通过第一进料口2注入第二分相区20中，含二氧化碳原料通过第二进料口4注入第二分相区20中，原油和含二氧化碳原料在第二分相区20中混合形成高密度的富油相物质流和低密度的富二氧化碳相物质流； [0066] b、步骤a形成的富油相在第二分相区20中的减压介质上累积，累积高度超过溢流板23后从间隙流入塔底，通过液相产物流出口5输出分离塔；步骤a形成的富二氧化碳相向上流动，穿过第一支撑件和减压介质析出侧线产品和待分离富二氧化碳相； [0067] c、上一步骤的侧线产品在第一分相区15中的缓冲介质上累积，累积高度超过溢流板23后溢流落入集液区16内，通过集液区16侧线产品出口输出分离塔；上一步骤的待分离富二氧化碳相向上流动，穿过下一级第一支撑件18和减压介质析出下一级侧线产品和下一级富二氧化碳相； [0068] d、步骤c完成后可选的按照步骤c的流程对新的侧线产品和富二氧化碳相进行处理至少一次； [0069] e、将最后一次得到的富二氧化碳相通过气相和/或超临界相产物流出口6输出分离塔，可选的经过换热后通过第二进料口4输入分离塔。 [0070] 所述步骤d可以理解为：针对前一步骤得到的产品进行与步骤c做相同流程上的处理即侧线产品在新的第一分相区15中的缓冲介质上累积，累积高度超过溢流板23后溢流落入新的集液区16后输出分离塔；待分离富二氧化碳相向上流动，穿过下一级第一支撑件18和减压介质析出下一级侧线产品和下一级富二氧化碳相，可以进行一次，也可以进行大于一次，当大于一次时，第二次为将第一次得到的产品进行与步骤c做相同流程上的处理，以此类推。 [0071] 通过采用本发明方法进行原油的分离，能够提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0072] 根据本发明一种优选的实施方式，步骤a中，所述预处理包括脱水、脱盐和脱杂质气体。 [0073] 本发明中，步骤a中所述二氧化碳原料可以是外来二氧化碳物质流3和/或分离塔塔顶气相和/或超临界相产物流。 [0074] 本发明中，只要能够实现本发明的目的，对所述含二氧化碳原料中二氧化碳质量浓度没有特别限定，根据本发明一种优选的实施方式，步骤a中，所述含二氧化碳原料中二氧化碳质量浓度为60‑100wt％，优选70‑100wt％，更优选90‑100wt％。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0075] 本发明中，对步骤a中所述原油的注入速度与含二氧化碳原料的注入速度的比没有特别限制，根据本发明一种优选的实施方式，步骤a中，所述原油的注入速度与含二氧化碳原料的注入速度的比为2:1‑1:40。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0076] 根据本发明一种优选的实施方式，所述液相产物流出口5的压力范围为3‑30MPa，优选为4‑25MPa，更优选为10‑15MPa，气相和/或超临界相产物流出口6压力范围为1‑25MPa，优选为2‑20MPa，更优选为3‑10MPa。通过采用前述优选方案，能够进一步提高二氧化碳利用率和分油效率、降低分离能耗。 [0077] 本发明中，步骤a中所述原油和含二氧化碳原料的进料条件可以是本领域的常规选择，根据本发明一种优选的实施方式，步骤a中所述原油和含二氧化碳原料的进料条件包括：进料温度为0‑200℃，优选为10‑180℃，更优选为20‑150℃。 [0078] 根据本发明一种优选的实施方式，进料压力为3‑30MPa，优选为4‑25MPa，更优选为10‑15MPa。 [0079] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例中，各组分含量参数通过质谱和色谱分析方法测得。 [0080] 实施例1 [0081] 经脱水脱盐脱气预处理后的原油A的组分如下表1所示： [0082] 表1 [0083] [0084] [0085] 分离装置如图1所示。 [0086] 分离塔内部温度稳定在50℃。原油进口在6‑7级塔板之间，含CO2的气相原料(包括塔顶气和外来纯CO2)进口在1级塔板和不可渗透性的第二支撑件(一侧与所述分离腔的腔壁之间具有间隙，位于间隙一端设置两侧密封连接所述壳体的溢流板，使得所述溢流板与所述第二支撑件以及分离腔的腔壁合围形成第二分相区，下同)之间。塔底油(液相产物流)和塔顶气(气相或超临界产物流)出口分别安装在塔底部和顶部，三个侧线产品油出口高度分别位于17、22、37级塔板和相应的第一支撑件(可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部组合，可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部之间设置有两侧密封连接所述壳体的溢流板，使得所述溢流板与位于所述可渗透性支撑部一侧的分离腔的腔壁合围形成第一分相区，所述溢流板与位于所述不可渗透性支撑部一侧的分离腔的腔壁合围形成集液区，下同)之间。各出口安装有背压阀，塔底油出口的背压阀控压范围是10‑11MPa，塔顶气出口背压阀控压范围是3‑4MPa，三个侧线产品出口背压阀控压范围分别是8.5‑9.5MPa，6‑7MPa和3‑4MPa。分离塔中共有56级塔板，分为四个部分：1‑16级塔板对应塔底油，17‑21级塔板对应侧1线产品油，22‑36级塔板对应侧2线产品，37‑56级塔板对应侧3线产品和塔顶气(此实施例中为气态富二氧化碳相)。1‑16级塔板为普通浮阀塔板，17‑56级塔板为安装有控压装置的浮阀塔板。此处控压装置为强力弹簧，如图2所示。普通浮阀的开启压差基本为零，带有控压弹簧的浮阀的开启压差是0.1MPa，即CO2相通过普通浮阀塔板压力基本不变，而通过一层控压浮阀塔板压力降低0.1MPa。每级溢流板顶部比相邻塔板高10cm，侧面与相邻塔板对齐并密封，底部的一端与相邻支撑板对齐并密封，另一端与侧线产品油出口对齐并密封。此实施例中，塔底油对应的支撑板是不可渗透性支撑的第二支撑件，侧线产品油对应的支撑是可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部组合的第一支撑件，而且第一支撑件可渗透性支撑部带有强力弹簧控压装置，如图3所示。弹簧开启压力是1MPa。进料口处分别安装有压缩泵和换热器，保持进料温度和压力分别是50℃和11MPa。 [0087] 稳定开车后，进料与出料流量如表2所示。从分离塔产出的塔底油和侧线产品油中含大量CO2。脱气后的塔底油、侧线产品油成分以及纯度变化率如表3所示。塔顶气在进出料中的组分不变，如表4所示。此实施例分油后，得到的塔底油富含C28‑C36+组分，且相应组分纯度提升59.71‑125.2％。得到的侧1线产品油富含C16‑C24组分，且相应组分纯度提升44.58‑74.43％。得到的侧2线产品油富含C5‑C16组分，且相应组分纯度提升43.20‑ 120.67％。得到的侧线3产品油富含C5‑C13组分，且组分纯度提升51.04‑299.45％。因此，本实施例装置能够在50℃下，实现大量原油的连续有效分离，降低了因蒸馏高温所带来的能源消耗和安全风险。含大量CO2的塔顶气被循环利用，因此本实施例装置能够实现CO2的高利用率。产品脱气后产生的CO2可以收集回注，从而实现工艺的CO2净零排放。 [0088] 表2 [0089]进料 流量(t/h) 出料 流量(t/h) 原油 25.6 塔底油 16.0 纯CO2 14.2 侧1线油 13.6 塔顶气 960.2 侧2线油 9.05 侧3线油 1.18 塔顶气 960.2 [0090] 表3 [0091] [0092] 表4 [0093]组分 进料 出料 C5 cut 0.10％ 0.10％ C6 cut 0.10％ 0.10％ C7 cut 0.16％ 0.16％ C8 cut 0.17％ 0.17％ C9 cut 0.09％ 0.09％ C10 cut 0.04％ 0.04％ CO2 99.34％ 99.34％ [0094] 实施例2 [0095] 经脱水脱盐脱气预处理后的原油B组分如表5所示。 [0096] 表5 [0097] 组分 质量分数 组分 质量分数 组分 质量分数C4 cut 0.00％ C12 cut 4.10％ C20 cut 2.35％ C5 cut 2.10％ C13 cut 4.47％ C21 cut 2.48％ C6 cut 2.72％ C14 cut 4.28％ C22 cut 2.61％ C7 cut 5.14％ C15 cut 4.16％ C24 cut 2.86％ C8 cut 7.09％ C16 cut 3.52％ C28 cut 3.38％ C9 cut 5.26％ C17 cut 3.40％ C32 cut 11.68％ C10 cut 3.78％ C18 cut 3.52％ C36+ cut 13.22％ C11 cut 4.56％ C19 cut 3.32％ [0098] 本实施例使用的分离塔结构与实施例1使用的分离塔结构不同在于： [0099] 本实施例的分离塔中没有安装换热装置，所以塔内温度随高度升高逐渐降低。稳定开车后，第1级、17级、27级和37级塔板处温度分别是50℃、47.3℃、45.8℃、40.5℃。而且塔板使用普通塔板，只依靠可渗透性支撑进行压力控制。具体描述如下。 [0100] 原油进口在6‑7级塔板之间，CO2与塔顶气一同注入1级塔板和不可渗透性支撑件之间。塔底油(液相产物流)和塔顶气(气相或超临界产物流)出口分别安装在塔底部和顶部，三个侧线产品油出口高度分别位于17、27、37级塔板和相应的第一支撑件之间。各出口安装有背压阀，塔底油出口的背压阀控压范围是12‑13MPa，塔顶气出口背压阀控压范围是7‑8MPa，三个侧线产品出口背压阀控压范围分别是9.5‑10.5MPa，8.5‑9.5MPa和7‑8MPa。分离塔中共有46级塔板，分为四个部分：1‑16级塔板对应塔底油，17‑26级塔板对应侧1线产品油，27‑36级塔板对应侧2线产品，37‑46级塔板对应侧3线产品和塔顶气(此实施例中为超临界态富二氧化碳相)。所有塔板为普通塔板，其压降可以忽略。每级溢流板顶部比相邻塔板高10cm，侧面与相邻塔板对齐并密封，底部的一端与相邻支撑板对齐并密封，另一端与侧线产品油出口对齐并密封。此实施例中，塔底油对应的支撑板是不可渗透性支撑的第二支撑件，侧线产品油对应的支撑是可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部组合的第一支撑件，而且第一支撑件可渗透性支撑部带有强力弹簧控压装置。侧1线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是2.5MPa；侧2线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是1MPa；侧3线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是1.5MPa。 进料口处分别安装有压缩泵和换热器，保持进料温度和压力分别是50℃和13MPa。 [0101] 稳定开车后，进料与出料流量如表6所示。从分离塔产出的塔底油和侧线产品油中含大量CO2。脱气后的塔底油、侧线产品油成分以及纯度变化率如表7所示。进出料塔顶气的组分不变，如表8所示。得到的塔底油富含C28‑C36+组分，且相应组分纯度提升33.48‑66.33％。得到的侧1线产品油富含C20‑C32组分，且相应组分纯度提升20.71‑33.00％。得到的侧2线产品油富含C14‑C28组分，且相应组分纯度提升20.88‑41.45％。得到的侧线3产品油富含C5‑C13组分，且相应组分纯度提升37.87‑119.10％。因此，本实施例装置能够在不加热分离塔的情况下，实现大量原油的连续有效分离，降低了因蒸馏高温所带来的能源消耗和安全风险。含大量CO2的塔顶气被循环利用，因此本实施例装置能够实现CO2的高利用率。 产品脱气后产生的CO2可以收集回注，从而实现工艺的CO2净零排放。 [0102] 表6 [0103] [0104] [0105] 表7 [0106] [0107] 表8 [0108]组分 进料 出料 C5 cut 0.36％ 0.36％ C6 cut 0.29％ 0.29％ C7 cut 0.38％ 0.38％ C8 cut 0.36％ 0.36％ C9 cut 0.19％ 0.19％ C10 cut 0.09％ 0.09％ C11 cut 0.08％ 0.08％ C12 cut 0.05％ 0.05％ C13 cut 0.03％ 0.03％ C14 cut 0.02％ 0.02％ C15 cut 0.01％ 0.01％ C16 cut 0.01％ 0.01％ C17 cut 0.01％ 0.01％ CO2 98.12％ 98.12％ [0109] 实施例3 [0110] 经脱水脱盐预处理后的原油C组分如表9所示。 [0111] 表9 [0112] [0113] [0114] 本实施例使用的分离塔结构与实施例1使用的分离塔结构不同在于： [0115] 分离塔内部温度稳定在60℃。原油进口在6‑7级塔板之间，CO2和塔顶气进口在1级塔板和非渗透性支撑件之间。塔底油(液相产物流)和塔顶气(气相或超临界产物流)出口分别安装在塔底部和顶部，两个侧线产品油出口高度分别位于17和27级塔板。各出口安装有背压阀，塔底油出口的背压阀控压范围是12‑13MPa，塔顶气出口背压阀控压范围是6‑7MPa，两个侧线产品出口背压阀控压范围分别是11‑12MPa和6‑7MPa。分离塔中共有46级塔板，分为三个部分：1‑16级塔板对应塔底油，17‑26级塔板对应侧1线产品油，27‑46级塔板对应侧2线产品和塔顶气(此实施例中为超临界态富二氧化碳相)。1‑16级塔板为普通浮阀塔板，17‑46级塔板为安装有控压装置的浮阀塔板。此处控压装置为强力弹簧。普通浮阀的开启压差基本为零，带有控压弹簧的浮阀的开启压差是0.1MPa，即CO2相通过普通浮阀塔板压力基本不变，通过一层控压浮阀塔板后压力降低0.1MPa。每级集液器顶部比相邻塔板高15cm，侧面与相邻塔板对齐并密封，底部的一端与相邻支撑板对齐并密封，另一端与侧线产品油出口对齐并密封。此实施例中，塔底油对应的支撑板是不可渗透性支撑件。侧1线产品油对应的支撑的可渗透部分由第17级控压浮阀塔板代替。侧2线产品油对应的支撑是可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部组合的第一支撑件，而且可渗透性支撑部带有强力弹簧控压装置。 弹簧开启压差是3MPa。进料口处分别安装有压缩泵和换热器，保持进料温度和压力分别是 60℃和13MPa。 [0116] 稳定开车后，进料与出料流量如表10所示。从分离塔产出的塔底油和侧线产品油中含大量CO2。脱气后的塔底油、侧线产品油成分以及纯度变化率如表11所示。进出料塔顶气的组分不变，如表12所示。得到的塔底油富含C26‑C36+组分，且相应组分纯度提升41.54‑149.49％。得到的侧1线产品油富含C22‑C29组分，且相应组分纯度提升44.45‑60.41％。得到的侧2线产品油富含C5‑C16组分，且相应组分纯度提升34.77‑71.68％。因此，本实施例装置能够在60℃下，实现大量原油的连续有效分离，降低了因蒸馏高温所带来的能源消耗和安全风险。含大量CO2的塔顶气被循环利用，因此本实施例装置能够实现CO2的高利用率。产品脱气后产生的CO2可以收集回注，从而实现工艺的CO2净零排放。 [0117] 表10 [0118]进料 流量(t/h) 出料 流量(t/h) 原油 36.87 塔底油 21.15 纯CO2 18.34 侧1线油 10.61 塔顶气 944.78 侧2线油 23.45 塔顶气 944.78 [0119] 表11 [0120] [0121] [0122] [0123] 表12 [0124] 组分 进料 出料C4 cut 0.17％ 0.17％ C5 cut 0.14％ 0.14％ C6 cut 0.14％ 0.14％ C7 cut 0.21％ 0.21％ C8 cut 0.22％ 0.22％ C9 cut 0.12％ 0.12％ C10 cut 0.06％ 0.06％ C11 cut 0.04％ 0.04％ C12 cut 0.02％ 0.02％ C13 cut 0.01％ 0.01％ C14 cut 0.01％ 0.01％ CO2 98.88％ 98.88％ [0125] 实施例4 [0126] 原油、操作条件和装置同实施例1。不同的是塔板换成填料。分离塔中的填料等同于56级理论塔板，分为四个部分：1‑16级理论塔板填料对应塔底油，17‑21级理论塔板填料对应侧1线产品油，22‑36级理论塔板填料对应侧2线产品，37‑56级塔板填料对应侧3线产品和塔顶气。1‑16级理论塔板填料是普通波纹填料，因此流体在1‑16级理论塔板填料上的压降基本为零。17‑56级理论塔板填料是低渗透率波纹填料，其孔径是0.1‑0.5mm远小于普通波纹填料，因此渗透率降低至1‑10Darcy，导致通过每级理论塔板填料的压降是0.1MPa。其他条件同实施例1. [0127] 稳定开车后，塔底油、侧线产品油和塔顶气组分和流量同实施例1，如表3和表4所示。因此，使用填料代替塔板之后，此实施例装置效果同实施例1。 [0128] 实施例5 [0129] 原油、操作条件和装置同实施例2。不同之处在于，将实施例2中的塔板换成相同理论塔板数的填料，如普通陶瓷波纹填料。流体在普通填料上的压降基本为零，因此压力变化仍然由控压支撑板控制。其他条件与实施例2相同。 [0130] 稳定开车后，塔底油、侧线产品油和塔顶气组分和流量同实施例2，如表7和表8所示。因此，使用填料代替塔板之后，此实施例装置效果同实施例2。 [0131] 实施例6 [0132] 经脱水脱盐脱气预处理后的原油D组分如表13所示。 [0133] 表13 [0134] 组分 质量分数 组分 质量分数 组分 质量分数C4 cut 0.00％ C12 cut 4.16％ C20 cut 2.65％ C5 cut 1.19％ C13 cut 4.71％ C21 cut 2.78％ C6 cut 1.77％ C14 cut 4.64％ C22 cut 2.92％ C7 cut 3.61％ C15 cut 4.60％ C24 cut 3.19％ C8 cut 5.44％ C16 cut 3.93％ C28 cut 3.71％ C9 cut 4.36％ C17 cut 3.82％ C32 cut 12.74％ C10 cut 3.39％ C18 cut 3.97％ C36+ cut 14.29％ C11 cut 4.38％ C19 cut 3.74％ [0135] 本实施例使用的分离塔结构与实施例1使用的分离塔结构不同在于： [0136] 本实施例的分离塔中温度恒定在80℃。塔板使用普通塔板，依靠可渗透性支撑进行压力控制。具体描述如下。 [0137] 原油进口在6‑7级塔板之间，CO2与塔顶气一同注入1级塔板和不可渗透性支撑件之间。塔底油(液相产物流)和塔顶气(气相或超临界产物流)出口分别安装在塔底部和顶部，三个侧线产品油出口高度分别位于17、27、37级塔板和相应的第一支撑件之间。各出口安装有背压阀，塔底油出口的背压阀控压范围是20‑21MPa，塔顶气出口背压阀控压范围是11‑12MPa，三个侧线产品出口背压阀控压范围分别是17‑18MPa，14‑15MPa和11‑12MPa。分离塔中共有46级塔板，分为四个部分：1‑16级塔板对应塔底油，17‑26级塔板对应侧1线产品油，27‑36级塔板对应侧2线产品，37‑46级塔板对应侧3线产品和塔顶气(此实施例中为超临界态富二氧化碳相)。所有塔板为普通塔板，其压降可以忽略。每级溢流板顶部比相邻塔板高10cm，侧面与相邻塔板对齐并密封，底部的一端与相邻支撑板对齐并密封，另一端与侧线产品油出口对齐并密封。此实施例中，塔底油对应的支撑板是不可渗透性支撑的第二支撑件，侧线产品油对应的支撑是可渗透性支撑部和不可渗透性支撑部组合的第一支撑件，而且第一支撑件可渗透性支撑部带有强力弹簧控压装置。侧1线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是3MPa；侧2线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是3MPa；侧3线产品油对应的可渗透性支撑件，其控压弹簧的开启压差是3MPa。进料口处分别安装有压缩泵和换热器，保持进料温度和压力分别是80℃和21MPa。 [0138] 稳定开车后，进料与出料流量如表14所示。从分离塔产出的塔底油和侧线产品油中含大量CO2。脱气后的塔底油、侧线产品油成分以及纯度变化率如表15所示。进出料塔顶气的组分不变，如表16所示。得到的塔底油富含C28‑C36+组分，且相应组分纯度提升19.68‑65.82％。得到的侧1线产品油富含C24‑C32组分，且相应组分纯度提升13.12‑29.06％。得到的侧2线产品油富含C14‑C22组分，且相应组分纯度提升21.35‑27.67％。得到的侧线3产品油富含C5‑C16组分，且相应组分纯度提升30.79‑95.39％。对比实施例1‑3尽管分离纯度有所降低，但本实施例仍然实现了大量原油的连续分离。 [0139] 表14 [0140] 进料 流量(t/h) 出料 流量(t/h)原油 137.8 塔底油 79.7 纯CO2 130.5 侧1线油 98.3 塔顶气 731.7 侧2线油 58.2 侧3线油 31.9 塔顶气 731.7 [0141] 表15 [0142] [0143] [0144] 表16 [0145] [0146] [0147] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。 |
||||||
QQ群二维码
意见反馈
意见反馈