一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法及系统 |
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| 申请号 | CN202211338662.0 | 申请日 | 2022-10-28 | 公开(公告)号 | CN116064092A | 公开(公告)日 | 2023-05-05 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中国石化工程建设有限公司; | 发明人 | 何细藕; 王子宗; 白飞; 孙丽丽; 范传宏; 袁晴棠; 邵晨; 赵永华; 林江峰; | ||||
| 摘要 | 本公开涉及一种 原油 蒸汽 裂解生产烯 烃 的方法及系统，包括以下步骤：使原料原油进入 分馏 塔进行第一分离，分离出轻馏程组分、中馏程组分以及重馏程组分；使所述重馏程组分、蒸汽进入分离装置，进行第二分离，分离出气相混合物料以及液相重组分；使所述轻馏程组分与蒸汽混合后，得到第一混合物料，使所述中馏程组分与蒸汽混合后，得到第二混合物料；使所述第一混合物料、所述第二混合物料、至少部分的所述气相混合物料经 过热 后分别进入蒸汽裂解装置的 辐射 段进行蒸汽裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解产物。本公开可以适应不同原油作为裂解原料的需求，提高烯烃产率。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法，其特征在于，包括以下步骤： |
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| 说明书全文 | 一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法及系统技术领域[0001] 本公开涉及烃类加工领域，具体地，涉及一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法及系统。 背景技术[0002] 随着我国经济的发展，低碳烯烃有机化工原料的需求量逐年增大，尽管低碳烯烃的生产规模也在逐年增长，但目前还无法满足日益增长的生产需求。2019年我国乙烯产能达到3066万吨，与2018年相比增加了534万吨，然而2019年我国乙烯的当量需求达4720万吨，仍然不能满足市场的需求。因此，我国每年仍有大量的乙烯及其衍生产品依赖于进口。近年来受中东轻烃、美国页岩油等廉价原料以及煤化工工艺冲击，传统的石脑油线路制备低碳烯烃的工艺出现了原料成本高、竞争性缺失的问题，加之新能源汽车的发展，汽车对油品的需求减小，因此为了应对市场竞争的冲击，拓展乙烯裂解装置的原料来源，缩短炼油装置的处理流程，以原油作为蒸汽裂解的原料，降低原料成本，摆脱原料品种的制约，同时降低炼油装置的投资，对提高生产灵活性，成为了传统乙烯企业降本增效的有效手段。 [0003] 与传统的裂解原料相比，原油用作蒸汽裂解炉原料时，存在终沸点高(大于540℃)、胶质含量高，不易汽化以及易造成结焦等问题，而且对不同的原油来源，需要明确哪些原油可以作为裂解原料，哪些原油需要二次加工。因此在裂解炉的设计以及生产工艺流程上需要做相应的处理与改进以适用不同来源的原油的特性。目前国外主要有埃克森美孚公司、沙特阿美公司、伊奎斯塔化学公司和Lummus公司等针对原油裂解技术开展了深入的研究，国内则主要有上海竣铭化工工程设计有限公司等。 [0004] 上海竣铭化工工程设计有限公司公开了一种原油直接裂解生产烯烃的组合加工方法及装置(CN111196936A)，其先采用脱盐脱水等前处理脱除杂质，然后送入乙烯裂解对流段进行加热，加热后的进料送入气液分离器中，分出较轻的烃类气体送入对流段以及辐射段，进行蒸汽裂解反应以产生烯烃。而气液分离器出来的液体含常压渣油等组分，送入加氢单元进一步处理后返回对流段及辐射段。该方法中直接将过热后的原油送到气液分离器，难以达到预期的气液分离效果。 [0005] 鲁姆斯科技有限责任公司公开了一种在热解反应器中热裂化原油和重质进料以生成烯烃的方法(CN107001955B)。该方法阐述了裂解炉对流段和多级(最多为3级)分离器和分馏塔结合的方案，该方法可将原油与蒸汽的混合物进行多次气液分离，并将不同重度的混合物送入不同的辐射段炉管进行裂解。该方法提到了原油在进入裂解炉对流段之前在外部换热器进行预热，但是没有明确热源的来源。该方法通过多级分离器、分馏塔对混合物进行气液分离及不同的辐射炉管裂解不同的馏分，虽然提高了裂解选择性，但是设备冗杂，投资大，不适合轻质原油。 [0006] 埃克森美孚公司开发原油裂解制乙烯的历史也已由来已久。早在1970年1月，埃克森美孚公司就提出了利用原油蒸汽裂解生产化工原材料。需要说明的是，埃克森美孚的原油裂解技术并不是直接将采购原油用于蒸汽裂解装置，而是先进行预处理。其处理过程主要包括：原料调配、加氢处理和闪蒸/分离。2005年2月，埃克森美孚化学专利公司申请了中国专利CN100564484C——蒸汽裂解重质烃原料的方法，对上述工艺进行了详细介绍，其中，重质烃原料主要包括：原油、石脑油、瓦斯油、燃料油、天然汽油(凝析油)、渣油等，该方法中阐述了闪蒸气化分离过程，但是仅通过简单闪蒸，很难将气液组分很好的分离开，尤其那一避免夹带重质组分到气相，从而容易引起在对流段结焦进而使得辐射段炉管中结焦严重。 [0007] 伊圭斯塔化学公司在专利CN101528894A和CN101778929A中介绍了用原油/凝析油裂解制乙烯的工艺技术。CN101528894A介绍了原油/凝析油在对流段预热后，分离出的轻组分进入裂解炉对流段过热后进入辐射段裂解，重组分送到常压塔河减压塔进行进一步分离，CN101778929A介绍了原料中混有30％的重质原料如原油或凝析油在对流段预热后进入分离装置的上部分离出保护石脑油及较轻的组分，分离出的液相进入下面的填料塔进一步分离，但是并未说明对于分离出的重组分如何进行处理。在以上两个专利中蒸发单元采用的含填料或塔盘的汽提塔，其中上部的蒸发区含气液分离器，用于气液分离，但是闪蒸后的液相比较重且粘稠，以及填料容易堵塞、塔盘开孔也容易堵塞。发明内容 [0008] 本公开的目的是提供一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法及系统，可以适应不同原料原油作为裂解原料的需求，可以有效提高烯烃产率。 [0009] 为了实现上述目的，本公开第一方面提供一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法，包括以下步骤：S1、使原料原油进入分馏塔进行第一分离，分离出轻馏程组分、中馏程组分以及重馏程组分；S2、使所述轻馏程组分与蒸汽混合后，得到第一混合物料；使所述中馏程组分与蒸汽混合后，得到第二混合物料；S3、使所述重馏程组分与蒸汽混合后进入分离装置，进行第二分离，分离出气相混合物料以及液相重组分；S4、使所述第一混合物料、所述第二混合物料分别进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段进行蒸汽裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解产物。 [0010] 可选地，第一分离得到的所述轻馏程组分的终馏点为80～160℃；所述中馏程组分的初馏点不高于所述轻馏程组分的终馏点，优选为60～140℃；所述中馏程组分的终馏点为250～350℃；所述重馏程组分的初馏点不高于所述中馏程组分的终馏点，优选为230～330℃；第二分离得到的所述气相混合物料的终馏点为350～460℃；所述液相重组分的初馏点不高于所述气相混合物料的终馏点；可选地，所述原油为石蜡基原油、环烷基原油或中间基原油中的至少一种。 [0011] 可选地，该方法还包括：使全部所述气相混合物料进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段进行蒸汽裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解产物；或者使一部分所述气相混合物料进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段进行蒸汽裂解，使另一部分所述气相混合物料进入炼油装置继续加工；优选地，在使气相混合物料进入炼油装置继续加工前，先将该部分气相混合物料和待预热原料油分别引入冷却器进行换热，得到预热后的原料油和气相混合物料冷却液相物料；然后使所述气相混合物料冷却液相物料进入炼油装置继续加工；优选地，当所述气相混合物料中原油组分的BMCI值为30以上，将至少部分所述气相混合物料送至炼油装置。 [0012] 可选地，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述对流段由上至下依次设置有彼此独立的原料预热段、第一混合过热段、第二混合过热段、第三混合过热段、第四蒸汽过热段、第五混合过热段、第六混合过热段以及任选的第七混合过热段；步骤S3包括：使所述重馏程组分与第一部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第一混合过热段进行加热，得到加热的重馏程组分第一混合物料；使所述加热后的重馏程组分第一混合物料与第二部分蒸汽进行混合，得到重馏程组分第二混合物料；可选地，所述重馏程组分第二混合物料的温度为200～410℃；使所述重馏程组分第二混合物料进入所述分离装置进行所述第二分离。 [0013] 可选地，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述辐射段设于所述对流段的下方；步骤S4包括：a、使所述轻馏程组分与第三部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第三混合过热段进行加热，然后进入所述蒸汽裂解装置的第五混合过热段加热至550～750℃，得到第一待裂解料流；或者，使所述轻馏程组分与第三部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第三混合过热段进行加热，然后与第四部分蒸汽混合后再进入所述蒸汽裂解装置的第五混合过热段加热至550～750℃，得到第一待裂解料流；b、使所述中馏程组分与第五部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第二混合过热段进行加热，然后与第六部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第六混合过热段加热至450～700℃，得到第二待裂解料流；可选地，c、使所述气相混合物料进入所述蒸汽裂解装置的第七混合过热段加热至400～650℃，得到第三待裂解料流；使所述第一待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段的第一裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第一裂解产物；使所述第二待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段的第二裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第二裂解产物；可选地，使所述第三待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段的第三裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第三裂解产物；优选地，所述第一部分蒸汽、第二部分蒸汽、第三部分蒸汽、第四部分蒸汽、第五部分蒸汽和第六部分蒸汽各自独立地为过热蒸汽或者未过热段蒸汽；该方法还包括：使蒸汽进入蒸汽裂解装置的第四蒸汽过热段进行过热处理后分为三部分，分别作为所述第二部分蒸汽、第四部分蒸汽和第六部分蒸汽；优选地，经第四蒸汽过热段进行过热处理后的蒸汽的温度为400～575℃；步骤a中，所述第三部分稀释蒸汽及任选的第四部分蒸汽的总重量与所述轻馏程组分中的原油组分的重量比例为0.3～1，优选范围为0.4～0.7；步骤b中，所述第五部分蒸汽及第六部分稀释蒸汽的总重量与所述中馏程组分中的原油组分的重量比例为0.35～1，优选范围为0.6～0.8；步骤S3中，所述第一部分蒸汽及第二部分蒸汽的总重量与所述气相混合物料中的原油组分的重量比例为0.45～1，优选范围为0.7～0.9。 [0014] 可选地，该方法还包括：使所述液相重组分经缓冲罐缓冲后进入送出；使来自储罐的原油、余热物料分别进入急冷水预热器进行第一换热，得到第一预热原油和冷却物料；可选地，所述第一预热原油的温度为70～120℃；或者使来自储罐的原油经急冷水预热器进行第一换热后引入蒸汽裂解装置对流段继续加热，将得到的预热原油作为所述第一预热原油；使所述第一预热原油进入脱盐预处理器进行脱盐预处理，得到脱盐原油；使所述脱盐原油进入所述蒸汽裂解装置的原料预热段进行加热，得到第二预热原油；使所述第二预热原油作为所述原料原油进入所述分馏塔进行所述第一分离；可选地，所述第二预热原油的温度为200～400℃；可选地，该方法还包括：使原油在进入所述分馏塔之前，在所述对流段外部进行外部预热处理；所述外部预热处理的热源为来自乙烯装置或联合装置中任意装置的余热物料；所述外部预热处理与原料预热段中的预热处理彼此独立。 [0015] 可选地，该方法还包括：使所述冷却重组分分为三部分，使第一部分冷却重组分进入加氢装置进行加氢处理，使第二部分冷却重组分进入催化裂化装置进行催化裂化处理；使第三部分冷却重组分回流进入所述缓冲罐；可选地，该方法还包括：使至少部分所述液相重组分进入蒸汽发生器进行处理，发生蒸汽；将部分所述蒸汽可作为所述第一部分蒸汽、第二部分蒸汽、第三部分蒸汽、第四部分蒸汽、第五部分蒸汽和第六部分蒸汽中的一种或多种的补充蒸汽。 [0016] 本公开第二方面提供一种原油蒸汽裂解生产烯烃的系统，该系统包括分馏塔、分离装置和蒸汽裂解装置，所述蒸汽裂解装置包括对流段和辐射段，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述对流段设于所述辐射段上方；其中，所述分馏塔设有原料原油入口、轻馏程组分出口、中馏程组分出口和重馏程组分出口；所述分离装置设有待分离原料入口、蒸汽第一入口、气相混合物料出口和液相重组分出口；所述分馏塔的重馏程组分出口与所述分离装置的待分离原料入口连通；所述蒸汽裂解装置的辐射段设有第一待裂解原料入口、第二待裂解原料入口和第三待裂解原料入口；所述第一待裂解原料入口与所述分馏塔的轻馏程组分出口连通，所述第二待裂解原料入口与所述中馏程组分出口连通，所述第三待裂解原料入口与所述分离装置的气相混合物料出口连通。 [0017] 可选地，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述对流段包括由上至下依次设置有彼此独立的原料预热段、第一混合过热段、第二混合过热段、第三混合过热段、第四蒸汽过热段、第五混合过热段、第六混合过热段以及第七混合过热段；所述原料预热段设有原油预热入口和原油预热出口，所述原油预热出口与所述分馏塔的原料原油入口连通；所述第一混合过热段设有重馏程组分加热入口和重馏程组分加热出口；所述第二混合过热段设有中馏程组分入口和第二混合物料出口；所述第三混合过热段设有轻馏程组分入口和第一混合物料出口；所述第四蒸汽过热段设有蒸汽加热入口和蒸汽加热出口；所述第五混合过热段设有第一混合物料入口和第一待裂解原料出口；所述第六混合过热段设有第二混合物料入口和第二待裂解原料出口；所述第七混合过热段设有气相混合物料入口和第三待裂解原料出口；其中，所述第三混合过热段的轻馏程组分入口与所述分馏塔的轻馏程组分出口通过第一管线连通，所述第一混合物料出口与所述第五混合过热段的第一混合物料入口通过第二管线连通；所述第五混合过热段的第一待裂解原料出口与所述辐射段的第一裂解原料入口连通；可选地，所述第一管线上设置有第三部分蒸汽入口，所述第二管线上设有第四部分蒸汽入口；所述第二第混合过热段的中馏程组分入口与所述分馏塔的中馏程组分出口通过第三管线连通，所述第二混合物料出口与所述第六混合过热段的第二混合物料入口通过第四管线连通；所述第六混合过热段的第二待裂解原料出口与所述辐射段的第二裂解原料入口连通；可选地，所述第三管线上设有第五部分蒸汽入口，所述第四管线上设有第六部分蒸汽入口；所述第一混合过热段的重馏程组分加热入口与所述分馏塔的重馏程组分出口通过第五管线连通，所述重馏程组分加热出口与所述分离装置的待分离原料入口连通；可选地，所述第五管线上设有第一部分蒸汽入口，所述第六管线上设有第二部分蒸汽入口；可选地，所述第七混合过热段的气相混合物料入口与所述分离装置的气相混合物料出口连通，所述第三待裂解原料出口与所述辐射段的第三裂解原料入口连通；可选地，所述辐射段包括彼此独立设置的第一裂解炉管、第二裂解炉管和第三裂解炉管；第一裂解炉管设有原料入口形成为第一待裂解原料入口，第二裂解炉管设有原料入口形成为第二待裂解原料入口，第三裂解炉管设有原料入口形成为第三待裂解原料入口；所述第四蒸汽过热段的蒸汽加热入口与蒸汽源连通，所述第四蒸汽过热段的蒸汽加热出口与所述第二部分蒸汽入口、第四部分蒸汽入口和第六部分蒸汽入口分别连通。 [0018] 可选地，该系统还包括缓冲罐、泵、脱盐预处理器和急冷水预热器所述缓冲罐至少设有液相重组分缓冲入口、液相重组分缓冲出口以及冷却重组分回流入口、蒸汽吹扫口和氮气吹扫口；所述泵包括输入口和输出口；所述脱盐预处理器设有原油脱盐入口和原油脱盐出口；所述急冷水预热器设有急冷水换热入口、急冷水换热出口、原油换热第一入口和原油换热第一出口；其中所述急冷水预热器的原油换热第一出口与所述脱盐预处理器的原油脱盐入口连通，所述原油脱盐出口与所述原料预热段的原油预热入口连通；所述缓冲罐的液相重组分缓冲入口与所述分离装置的液相重组分出口连通，所述液相重组分缓冲出口与所述泵的输入口连通，可选地，所述冷却重组分出口用于与催化裂解装置的原料入口和/或加氢处理装置的原料入口连通；可选地，所述系统还包括流量控制单元，所述流量控制单元包括液位变送器、泵回流控制阀、液位控制阀、泵出口流量计、重组分外送流量计、原油进料流量计；所述缓冲罐的顶部还设有重组分回流入口；所述流量控制单元可通过重组分外送流量计、原油进料流量计确定分离装置的汽化比率；其中，所述液位变送器与所述缓冲罐内部空间连通用以控制缓冲罐内的液位。 [0019] 通过上述技术方案，本公开提供了一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法及系统，其有益效果至少包括： [0020] 1、本公开将原料原油引入分馏塔进行第一分离，将得到的轻馏程组分、中馏程组分和重馏程组分，再将重馏程组分进行第二分离，得到气相混合物料以及液相重组分，与现有常压塔比降低了塔釜操作温度，同时对原料原油组分进行了细分，可以根据原油组成及加工需求，选择适合生产烯烃的馏分作为蒸汽裂解原料，将不适合做作为裂解原料的馏分生产芳烃组分或作为油品销售，即可以实现宜烯则烯，宜芳则芳、宜油则油；并且由于进行了细分，使得作为裂解原料的各馏分均在可以在最佳条件下进行裂解，可以获得较高的烯烃收率； [0021] 2、与其它原油裂解技术相比，本公开的流程馏分切割清晰，还可以最大限度应用现有的蒸汽裂解技术，技术成熟，操作简单； [0022] 3、本公开取消了常减压装置加热炉，简化了流程，节省投资； [0023] 4、本公开对原油适应范围广，分离出的馏分可以灵活利用，实现与现有炼化一体化装置的提质增效，也可用于新的炼化一体化装置生产乙烯等烯烃；对新建炼化一体化装置可以少建设炼油装置如常减压、重整等，对轻质石蜡基原油可以将分离得到轻质馏分均用作蒸汽裂解原料，因此也可以不建设炼油装置。 [0026] 图1是本公开一种实施方式提供的原油蒸汽裂解生产烯烃的系统流程示意图； [0027] 图2是本公开一种实施方式提供的原油蒸汽裂解生产烯烃的系统流程示意图。 [0028] 附图标记说明 [0029] 1‑原料预热段，2‑分馏塔，3‑第一混合过热段，4‑第二混合过热段，5‑第三混合过热段，6‑第四蒸汽过热段，7‑第五混合过热段，8‑第六混合过热段，9‑第七混合过热段，10‑分离装置，11‑辐射段，12‑缓冲罐，13‑泵，15‑脱盐预处理器，16‑急冷水预热器，101‑原油(来自储罐的原油)，H1‑余热物料，102‑预处理后的原油(脱盐原油)，104‑加热后的原油(第二预热原油)，105‑轻馏程组分，106‑中馏程组分，107‑重馏程组分，108‑第三部分蒸汽(一次稀释蒸汽)，109‑第四部分蒸汽(二次稀释蒸汽)，110‑第一待裂解料流，111‑第五部分蒸汽(一次稀释蒸汽)，112‑第六部分蒸汽(二次稀释蒸汽)，113‑第二待裂解料流，114‑第一部分蒸汽(一次稀释蒸汽)，115‑加热的重馏程组分混合物料，116‑第二部分蒸汽(二次稀释蒸汽)，117‑气相混合物料，118‑液相重组分，119‑第三待裂解料流，120‑冷却重组分，121‑裂解产物，122‑裂解产物，123‑裂解产物 具体实施方式[0030] 以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。 [0031] 在本公开中，在未作相反说明的情况下，使用的“第一”、“第二”、“第三”等词仅用于区分不同部件而不含有前后连接顺序等实际含义。在本公开中，使用的方位词如“上、下，顶、底”通常是指装置正常使用状态下的上和下，顶和底。“内、外”是针对装置轮廓而言的。 [0032] 本公开中，使用的“一次稀释蒸汽”、“二次稀释蒸汽”、“第一部分蒸汽”、“第二部分蒸汽”等词仅用于在不同步骤中区分引入的蒸汽，而不含有蒸汽自身性质等实际含义。 [0033] 本公开第一方面提供一种原油蒸汽裂解生产烯烃的方法，如图1所示，包括以下步骤： [0034] S1、使原料原油进入分馏塔2进行第一分离，分离出轻馏程组分、中馏程组分以及重馏程组分； [0035] S2、使所述轻馏程组分与蒸汽混合后，得到第一混合物料；使所述中馏程组分与蒸汽混合后，得到第二混合物料； [0036] S3、使所述重馏程组分与蒸汽混合后进入分离装置10，进行第二分离，分离出气相混合物料以及液相重组分； [0037] S4、使所述第一混合物料、所述第二混合物料分别进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11进行蒸汽裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解产物。 [0038] 本公开将原料原油引入分馏塔进行第一分离，将得到的轻馏程组分、中馏程组分和重馏程组分，再将重馏程组分进行第二分离，得到气相混合物料以及液相重组分，对原料原油组分进行了细分，可以根据原油组成及加工需求，选择适合生产烯烃的馏分作为蒸汽裂解原料，将不适合做作为裂解原料的馏分生产芳烃组分或作为油品销售，即可以实现宜烯则烯，宜芳则芳、宜油则油；并且由于进行了细分，使得作为裂解原料的各馏分均在可以在最佳条件下进行裂解，可以获得较高的烯烃收率；与其它原油裂解技术相比，本公开的流程更加简单，还可以最大限度应用现有的蒸汽裂解技术，技术成熟，操作简单；本公开取消了常减压装置加热炉，简化了流程，节省投资；本公开对原油适应范围广，分离出的馏分可以灵活利用，实现与现有炼化一体化装置的提质增效，也可用于新的炼化一体化装置生产乙烯等烯烃；对新建炼化一体化装置可以少建设炼油装置如常减压、重整等，对轻质石蜡基原油可以将分离得到轻质馏分均用作蒸汽裂解原料，因此也可以不建设炼油装置。 [0040] 本公开中，在分馏塔2和分离装置10分离得到的各馏分中携带有蒸汽，本公开中各馏分的馏程温度均为馏分中除蒸汽外的分离得到的原油组分。 [0041] 一种优选实施方式中，第一分离得到的所述轻馏程组分的终馏点为80～160℃；所述中馏程组分的初馏点不高于所述轻馏程组分的终馏点，优选为60～140℃；所述中馏程组分的终馏点为250～350℃；所述重馏程组分的初馏点不高于所述中馏程组分的终馏点，优选为230～330℃；第二分离得到的所述气相混合物料的终馏点为350～460℃；所述液相重组分的初馏点不高于所述气相混合物料的终馏点。应当理解的是本公开中各馏分的初馏点或终馏点均为范围值，在实际操作中可以为范围值内的任意温度。并且本公开可以根据实际生产需要对分离的馏分进行选择。 [0043] 一种实施方式中，所述原料原油为石蜡基原油、中间基原油或环烷基原油中的至少一种。 [0044] 一种实施方式中，该方法还包括：使全部所述气相混合物料进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11进行蒸汽裂解，得到包含乙烯和丙烯的裂解产物；或者 [0045] 使全部所述气相混合物料进入炼油装置继续加工；或者 [0046] 使一部分所述气相混合物料进入蒸汽裂解装置的对流段进行过热，然后进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11进行蒸汽裂解，使另一部分所述气相混合物料进入炼油装置继续加工。 [0047] 本公开发明人发现，根据原料原油种类的不同还可以对第二分离得到的气相混合物料进行不同的处理，对原料原油适应范围广，分离出的馏分可以灵活利用，实现资源利用最大化。下面进行具体说明。 [0048] 一种具体实施方式中，本公开还包括以下步骤：当所述原油为石蜡基原油，将至少部分所述气相混合物料引入炼油装置进行处理。本实施方式中，将石蜡基原油分馏出的气相混合物料引入炼油装置进行处理可以将不适合作为蒸汽裂解原料的馏分用于生产芳烃类油品，即可以实现宜烯则烯，宜芳则芳、宜油则油，实现对不同类型的原料原油分离出的馏分进行灵活利用。 [0049] 一种具体实施方式中，当所述原料原油为环烷基原油时，将所述全部所述气相混合物料引入蒸汽裂解装置的辐射段，不引入炼油装置，以进一步提高烯烃产率。 [0050] 一种优选实施方式中，在使气相混合物料进入炼油装置继续加工前，先将该部分气相混合物料和待预热原料油分别引入冷却器进行换热，得到预热后的原料油和气相混合物料冷却液相物料；然后使所述气相混合物料冷却液相物料进入炼油装置继续加工。本公开中待预热原料油可以为进入在进入分馏塔之前任意步骤得到的原料油，该冷却器可以与本公开系统中在进入分离塔之前的原料油进行处理的其他装置进行串联使用，用于进一步提高热量利用率。 [0051] 一种优选实施方式中，当所述气相混合物料中原油组分的BMCI值为30以上，将至少部分所述气相混合物料送至炼油装置。“BMCI值”(U.S.Bureau of Mines Correlation Index)是指芳烃指数，表示一种油品的芳构性指数。 [0052] 一种实施方式中，如图1所示，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述对流段由上至下依次设置有彼此独立的第一混合过热段3、第二混合过热段4、第三混合过热段5、第四蒸汽过热段6、第五混合过热段7、第六混合过热段8以及任选的第七混合过热段9；步骤S3包括： [0053] 使所述重馏程组分与第一部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第一混合过热段3进行加热，得到加热的重馏程组分第一混合物料；使所述加热后的重馏程组分第一混合物料与第二部分蒸汽进行混合，得到重馏程组分第二混合物料；可选地，所述重馏程组分第二混合物料的温度为200～410℃； [0054] 使所述重馏程组分第二混合物料进入所述分离装置10进行所述第二分离。本实施方式中，将第一分离得到的重馏程组分与第一部分蒸汽(例如一次稀释蒸汽)引入蒸汽裂解装置的对流段进行加热，可以提高工艺整体的热量利用效率，并且将重馏程组分与蒸汽混合，然后将加热的混合物料在第二部分蒸汽(例如二次稀释蒸汽)条件下进行第二分离，可以进一步提高重馏程组分的第二分离效率。同时，本公开在对流段设有彼此独立的多个过热段，可以用于多个组分进行加热，极大提高热量利用效率以及裂解产率。 [0055] 一种实施方式中，如图1所示，沿所述蒸汽裂解装置的高度方向，所述辐射段11设于所述对流段的下方；步骤S4包括： [0056] a、使所述轻馏程组分与第三部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第三混合过热段5进行加热，然后进入所述蒸汽裂解装置的第五混合过热段7加热至550～750℃，得到第一待裂解料流；或者，使所述轻馏程组分与第三部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第三混合过热段5进行加热，然后与第四部分蒸汽混合后再进入所述蒸汽裂解装置的第五混合过热段7加热至550～750℃，得到第一待裂解料流； [0057] b、使所述中馏程组分与第五部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第二混合过热段4进行加热，然后与第六部分蒸汽混合后进入所述蒸汽裂解装置的第六混合过热段8加热至450～700℃，得到第二待裂解料流； [0058] 可选地，c、使所述气相混合物料进入所述蒸汽裂解装置的第七混合过热段9加热至400～650℃，得到第三待裂解料流； [0059] 使所述第一待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11的第一裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第一裂解产物；使所述第二待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11的第二裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第二裂解产物；可选地，使所述第三待裂解料流进入所述蒸汽裂解装置的辐射段11的第三裂解炉管进行蒸汽裂解，得到第三裂解产物。 [0060] 本实施方式中，将轻馏程组分和中馏程组分分别先与第三部分蒸汽混合加热后，然后第四部分蒸汽混合加热(其中轻馏程组分也可以不与第四部分蒸汽混合，根据工艺需要进行调整)，得到待裂解料流，向轻馏程组分和中馏程组分引入蒸汽用于蒸汽裂解，并且在对流段的不同过热段进行过热，提高了热量利用率以及工艺整体的集成度；本实施方式中将不同的待裂解原料各自引入相应的裂解炉管中，有利于对不同的待裂解原料的裂解条件进行控制。本实施方式进一步提高了热量利用率；并且对不同的馏分进行了细分，加热至不同的温度(如横跨温度)，使得作为裂解原料的各馏分均在可以在最佳条件下进行裂解，可以获得高的烯烃收率。 [0061] 具体地，本公开中第一待裂解料流、第二待裂解料流以及第三待裂解料流在辐射段进行蒸汽裂解的条件可以采用本领域常规的条件，催化剂可以选择本领域已知种类的催化剂。 [0062] 本公开中，还可以采用常规选择的分离装置对辐射段11得到的蒸汽裂解产物进行分离，分离出乙烯、丙烯等产物。 [0063] 一种具体实施方式中，所述第一部分蒸汽、第二部分蒸汽、第三部分蒸汽、第四部分蒸汽、第五部分蒸汽和第六部分蒸汽各自独立地为过热蒸汽或者未过热段蒸汽，可根据实际需求进行调整。进一步地，本公开中对蒸汽进行过热的场所可以为蒸汽裂解装置内部的过热段，也可以在蒸汽裂解装置外部采用其他热源进行过热。 [0064] 一种优选实施方式中，如图1所示，该方法还包括：使蒸汽进入蒸汽裂解装置的第四蒸汽过热段6进行过热处理后分为三部分，分别作为所述第二部分蒸汽、第四部分蒸汽和第六部分蒸汽；优选地，经第四蒸汽过热段6进行过热处理后的蒸汽的温度为400～575℃。 [0065] 一种优选实施方式中，步骤a中，所述第三部分稀释蒸汽及任选的第四部分蒸汽的总重量与所述轻馏程组分中的原油组分的重量比例为0.3～1，优选范围为0.4～0.7； [0066] 步骤b中，所述第五部分蒸汽及第六部分稀释蒸汽的总重量与所述中馏程组分中的原油组分的重量比例为0.35～1，优选范围为0.6～0.8； [0067] 步骤S3中，所述第一部分蒸汽及第二部分蒸汽的总重量与所述气相混合物料中的原油组分的重量比例为0.45～1，优选范围为0.7～0.9。 [0068] 本公开中，由于分离得到的轻馏程组分、中馏程组分和气相混合物料中均混合有蒸汽，本公开在控制引入的蒸汽的量时，以轻馏程组分、中馏程组分和气相混合物料中去除蒸汽后剩余的来自原油中的组分的质量为基准。 [0069] 一种实施方式中，如图1所示，该方法还包括： [0070] 使所述液相重组分经缓冲罐12缓冲后进入送出； [0071] 使来自储罐的原油、余热物料分别进入急冷水预热器16进行第一换热，得到第一预热原油和冷却物料；可选地，所述第一预热原油的温度为70～120℃；或者使来自储罐的原油经急冷水预热器16进行第一换热后引入蒸汽裂解装置对流段继续加热，将得到的预热原油作为所述第一预热原油； [0072] 使所述第一预热原油进入脱盐预处理器15进行脱盐预处理，得到脱盐原油； [0073] 使所述第二预热原油进入所述蒸汽裂解装置的原料预热段1进行加热，得到第二预热原油；使所述第二预热原油作为所述原料原油进入所述分馏塔2进行所述第一分离；可选地，所述第二预热原油的温度200～400℃。 [0074] 本实施方式中，将来自储罐的原油先与余热物料进行第一换热，并将脱盐原油与液相重组分进行第二换热，实现了多种物料之间的热量交换，既提高了待处理原油的温度还可以对输出系统的液相重组分进行冷却；将第二预热原油引入原料预热段进行加热，进一步提高工艺整体热量利用率。 [0075] 一种实施方式中，原油预热的流程顺序也可以采用乙烯装置余热的换热代替急冷水换热，然后再和原油裂解流程中得到的高温重质油进行换热预热；原油也可先与乙烯装置余热进行换热，然后脱盐处理，再与原油裂解装置流程得到的高温重质油进行换热。 [0077] 一种实施方式中，如图1所示，该方法还包括：使所述冷却重组分分为三部分，使第一部分冷却重组分进入加氢装置进行加氢处理，使第二部分冷却重组分进入催化裂化装置进行催化裂化处理；使第三部分冷却重组分回流进入所述缓冲罐12。 [0078] 本公开中，还可以根据原油的轻重和原油的来源与组成对得到的气相混合物料和液相重组分进行不同处理，例如根据原油为石蜡基原油还是环烷基原油来决定将气相混合物料作为待裂解原料引入蒸汽裂解装置还是将气相混合物料直接引入炼油装置，或者将部分气相混合物料作为待裂解原料引入蒸汽裂解装置，将剩余部分的气相混合物料引入炼油装置进行二次加工，以提高工艺整体利用效率。 [0079] 一种实施方式中该方法还包括：使至少部分所述液相重组分进入蒸汽发生器进行处理，发生蒸汽；将部分所述蒸汽可作为所述第一部分蒸汽、第二部分蒸汽、第三部分蒸汽、第四部分蒸汽、第五部分蒸汽和第六部分蒸汽中的一种或多种的补充蒸汽。 [0080] 一种实施方式中，该方法还包括：检测所述缓冲罐12中的液相物料的温度，获得温度信号；原油在进入所述分馏塔2之前，在所述对流段外部进行外部预热处理，所述外部预热处理的热源为来自乙烯装置或联合装置中任意装置的余热物料；所述外部预热处理与原料预热段1中的预热处理彼此独立。进一步提热量利用效果，尤其是厂区内其他装置得到的余热物料的利用效果。物料进行外部预热处理与在蒸汽裂解装置的过热段中的加热步骤相互独立，可以根据实际情况进行选择。 [0081] 本公开第二方面提供一种原油蒸汽裂解生产烯烃的系统，如图1所示，该系统包括分馏塔2、分离装置10和蒸汽裂解装置，蒸汽裂解装置包括对流段和辐射段11，沿蒸汽裂解装置的高度方向，对流段设于辐射段11上方；其中， [0082] 分馏塔2设有原料原油入口、轻馏程组分出口、中馏程组分出口和重馏程组分出口；分离装置10设有待分离原料入口、蒸汽第一入口、气相混合物料出口和液相重组分出口；分馏塔2的重馏程组分出口与分离装置10的待分离原料入口连通； [0083] 蒸汽裂解装置的辐射段11设有第一待裂解原料入口、第二待裂解原料入口和第三待裂解原料入口；第一待裂解原料入口与分馏塔2的轻馏程组分出口连通，第二待裂解原料入口与中馏程组分出口连通，第三待裂解原料入口与分离装置10的气相混合物料出口连通。 [0084] 本公开中，分馏塔2为本领域技术人员常规选择的装置。 [0085] 一种具体实施方式中，蒸汽裂解装置的辐射段包括彼此独立设置的第一裂解炉管、第二裂解炉管和第三裂解炉管，第一裂解炉管设有原料入口形成为第一待裂解原料入口，第二裂解炉管设有原料入口形成为第二待裂解原料入口，第三裂解炉管设有原料入口形成为第三待裂解原料入口。可选地，第一裂解炉管、第二裂解炉管和第三裂解炉管可以为入同一裂解炉同一炉膛不同的辐射段炉管；或同一裂解炉不同辐射段炉膛内的辐射炉管；或不同裂解炉的辐射炉管，可以根据实际情况进行设置。 [0086] 一种实施方式中，分离装置10为气液分离罐；优选地，气液分离罐为一种高效气/汽液分离设备，其中气液分离罐的气汽相出口可以为一个或多个。 [0087] 一种实施方式中，如图2所示，该系统还包括炼油装置，炼油装置的原料入口与分离装置10的气相混合物料出口连通。 [0088] 一种实施方式中，如图1所示，沿蒸汽裂解装置的高度方向，对流段由上至下依次设置有彼此独立的原料预热段1、第一混合过热段3、第二混合过热段4、第三混合过热段5、第四蒸汽过热段6、第五混合过热段7、第六混合过热段8以及第七混合过热段9； [0089] 原料预热段1设有原油预热入口和原油预热出口，原油预热出口与分馏塔2的原料原油入口连通； [0090] 第一混合过热段3设有重馏程组分加热入口和重馏程组分加热出口；第二混合过热段4设有中馏程组分入口和第二混合物料出口；第三混合过热段5设有轻馏程组分入口和第一混合物料出口；第四蒸汽过热段6设有蒸汽加热入口和蒸汽加热出口；第五混合过热段7设有第一混合物料入口和第一待裂解原料出口；第六混合过热段8设有第二混合物料入口和第二待裂解原料出口；第七混合过热段9设有气相混合物料入口和第三待裂解原料出口； [0091] 其中，第三混合过热段5的轻馏程组分入口与分馏塔2的轻馏程组分出口通过第一管线连通，第一混合物料出口与第五混合过热段7的第一混合物料入口通过第二管线连通；第五混合过热段7的第一待裂解原料出口与辐射段11的第一裂解原料入口连通；可选地，第一管线上设置有第三部分蒸汽入口，第二管线上设有第四部分蒸汽入口； [0092] 第二第混合过热段4的中馏程组分入口与分馏塔2的中馏程组分出口通过第三管线连通，第二混合物料出口与第六混合过热段8的第二混合物料入口通过第四管线连通；第六混合过热段8的第二待裂解原料出口与辐射段11的第二裂解原料入口连通；可选地，第三管线上设有第五部分蒸汽入口，第四管线上设有第六部分蒸汽入口； [0093] 第一混合过热段3的重馏程组分加热入口与分馏塔2的重馏程组分出口通过第五管线连通，重馏程组分加热出口与分离装置10的待分离原料入口连通；可选地，第五管线上设有第一部分蒸汽入口，第六管线上设有第二部分蒸汽入口； [0094] 可选地，第七混合过热段9的气相混合物料入口与分离装置10的气相混合物料出口连通，第三待裂解原料出口与辐射段11的第三裂解原料入口连通。 [0095] 一种具体实施方式中，在本公开的系统中，可以在第一部分蒸汽入口至第六部分蒸汽入口处分别设置有混合器，用于使轻馏程组分、中馏程组分以及重馏程组分分别与蒸汽混合，可以使物料与蒸汽混合更加均匀，防止结焦。可以采用满足上述混合效果的本领域已知种类的任意混合器。 [0096] 一种具体实施方式中，本公开中第一混合过热段至第七混合过热段可以为同一蒸汽裂解装置的对流段上部混合过热段不同的换热管，或不同蒸汽裂解装置的上部混合过热段的换热管。 [0097] 一种实施方式中，辐射段11包括彼此独立设置的第一裂解炉管、第二裂解炉管和第三裂解炉管；第一裂解炉管设有原料入口形成为第一待裂解原料入口，第二裂解炉管设有原料入口形成为第二待裂解原料入口，第三裂解炉管设有原料入口形成为第三待裂解原料入口； [0098] 第四蒸汽过热段6的蒸汽加热入口与蒸汽源连通，第四蒸汽过热段6的蒸汽加热出口与第二部分蒸汽入口、第四部分蒸汽入口和第六部分蒸汽入口分别连通。 [0099] 一种实施方式中，该系统还包括缓冲罐12、泵14、脱盐预处理器15和急冷水预热器16； [0100] 缓冲罐12至少设有液相重组分缓冲入口、液相重组分缓冲出口、冷却重组分回流入口、蒸汽吹扫口和氮气吹扫口；泵13包括输入口和输出口；脱盐预处理器15设有原油脱盐入口和原油脱盐出口；急冷水预热器16设有急冷水换热入口、急冷水换热出口、原油换热第一入口和原油换热第一出口； [0101] 其中，急冷水预热器16的原油换热第一出口与脱盐预处理器15的原油脱盐入口连通，原油脱盐出口与原料预热段1的原油预热入口连通； [0102] 缓冲罐12的液相重组分缓冲入口与分离装置10的液相重组分出口连通，液相重组分缓冲出口与泵13的输入口连通，泵13的输出口用于与催化裂解装置的原料入口和/或加氢处理装置的原料入口连通。 [0103] 一种实施方式中，系统还包括流量控制单元，流量控制单元包括液位变送器、泵回流控制阀b、液位控制阀c、泵出口流量计d、重组分外送流量计e、原油进料流量计f；缓冲罐12的顶部还设有重组分回流入口；流量控制单元可通过重组分外送流量计e、原油进料流量计f确定分离装置10的汽化比率；其中，液位变送器与缓冲罐12内部空间连通用以控制缓冲罐12内的液位。 [0104] 下面将根据具体实施例对本公开作进一步说明。 [0105] 实施例1 [0106] 本实施例以某原油为例，该原油API值为41，本实施例可以实现原油不同轻重馏分的综合利用，本实施例采用图1所示的系统，具体包括以下步骤： [0107] 原油101经过急冷水预热器16后进行初步预热(第一换热，得到第一预热原油的温度为70～120℃)，然后通过脱盐预处理器15进行脱盐和脱除杂质，预处理后的原油102进入蒸汽裂解装置的对流段中原料预热段1进行加热(加热得到的第二预热原油的温度为200～400℃)，加热后的原油104作为原料原油进入分馏塔2进行轻重组分分离(即第一分离)，分离出以下馏分：轻馏程组分(包括石脑油及更轻的组分，终馏点为80～160℃)105，中馏程组分(煤油馏分、轻柴油以下馏分，中馏程组分的初馏点为60～140℃，终馏点为250～350℃) 106以及重馏程组分(初馏点为230～330℃)107；根据实际生产需要，可以使分离出的组分进行下述步骤，也可以进入炼油装置进行二次加工(图中未画出)： [0108] 将经过上述步骤后分离出的轻馏程组分105与未过热的一次稀释蒸汽(第三部分蒸汽)108混合后进入蒸汽裂解装置的对流段的第三混合过热段5，然后与经过第四蒸汽过热段6加热处理后的二次稀释蒸汽(第四部分蒸汽)109进行混合(一次稀释蒸汽108及二次稀释蒸汽109的重量之和与所述轻馏程组分中的原油组分的重量比例为0.4～0.7)，随后进入对流段的第五混合过热段7加热至横跨温度550～750℃，得到第一待裂解料流110；将第一待裂解料流110引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应，得到裂解产物121； [0109] 将经过上述步骤后分离出的中馏程组分106与未过热的一次稀释蒸汽(第五部分蒸汽)111混合后进入蒸汽裂解装置的对流段的第二混合过热段4，然后与经过第四蒸汽过热段6加热至400～575℃后的二次稀释蒸汽(第六部分蒸汽)112进行混合(一次稀释蒸汽111及二次稀释蒸汽112的重量之和与所述中馏程组分中的原油组分的重量比例为0.6～ 0.8)，随后进入对流段的第六混合过热段8加热至横跨温度450～700℃，得到第二待裂解料流113；将第二待裂解料流113引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应，得到裂解产物 122； [0110] 将经过上述步骤后分离出的重馏程组分107与未过热的一次稀释蒸汽(第一部分蒸汽)114混合后，进入蒸汽裂解装置的对流段的第一混合过热段3进行加热至200～410℃，使加热的重馏程组分混合物料115、二次稀释蒸汽(第二部分蒸汽)116分别进入分离装置10进行第二分离(其中，一次稀释蒸汽114及二次稀释蒸汽116的重量之和与所述气相混合物料中的原油组分的重量比例为0.7～0.9)，得到气相混合物料117和液相重组分118(气相混合物料为包含重馏程组分中的轻质组分和蒸汽的混合物料，液相重组分包含所述重馏程组分中的重质组分，气相混合物料的终馏点为350～460℃；所述液相重组分的初馏点不高于所述气相混合物料的终馏点)； [0111] 将气相混合物料117引入对流段的第七混合过热段9进行加热至横跨温度400～600℃，得到第三待裂解料流119；将第三待裂解料流119引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应，得到裂解产物123； [0112] 将液相重组分118引入液相重组分经缓冲罐12，重组分引入炼油装置进行二次加工，或者引入加氢装置进行加氢处理，或者引入蒸汽发生器进行处理，得到蒸汽，所得蒸汽可需要用作以上任意步骤中的蒸汽的补充蒸汽。 [0113] 实施例2 [0114] 本实施例以某原油为例，该原油API值为41，本实施例可以实现原油不同轻重馏分的综合利用，本实施例采用图2所示的系统，具体包括以下步骤，其中蒸汽裂解的条件与实施例1相同： [0115] 原油101经过急冷水预热器16后进行初步预热(第一换热，得到第一预热原油的温度为70～120℃)，然后通过脱盐预处理器15进行脱盐和脱除杂质，预处理后的原油102进入蒸汽裂解装置的对流段中原料预热段1进行加热(加热得到的第二预热原油的温度为200～400℃)，加热后的原油104作为原料原油进入分馏塔2进行轻重组分分离(即第一分离)，分离出以下馏分：轻馏程组分(包括石脑油及更轻的组分，终馏点为80～160℃)105，中馏程组分(煤油馏分、轻柴油以下馏分，中馏程组分的初馏点为60～140℃，终馏点为250～350℃) 106以及重馏程组分(初馏点为230～330℃)107；根据实际生产需要，可以使分离出的组分进行下述步骤，也可以进入炼油装置进行二次加工(图中未画出)： [0116] 将经过上述步骤后分离出的轻馏程组分105与未过热的一次稀释蒸汽(第三部分蒸汽)108混合后进入蒸汽裂解装置的对流段的第三混合过热段5，然后与经过第四蒸汽过热段6加热处理后的二次稀释蒸汽(第四部分蒸汽)109进行混合(一次稀释蒸汽108及二次稀释蒸汽109的重量之和与所述轻馏程组分中的原油组分的重量比例为0.4～0.7)，随后进入对流段的第五混合过热段7加热至横跨温度550～750℃，得到第一待裂解料流110；将第一待裂解料流110引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应，得到裂解产物121； [0117] 将经过上述步骤后分离出的中馏程组分106与未过热的一次稀释蒸汽(第五部分蒸汽)111混合后进入蒸汽裂解装置的对流段的第二混合过热段4，然后与经过第四蒸汽过热段6加热至400～575℃后的二次稀释蒸汽(第六部分蒸汽)112进行混合(一次稀释蒸汽111及二次稀释蒸汽112的重量之和与所述中馏程组分中的原油组分的重量比例为0.6～ 0.8)，随后进入对流段的第六混合过热段8加热至横跨温度450～700℃，得到第二待裂解料流113；将第二待裂解料流113引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应，得到裂解产物 122； [0118] 将经过上述步骤后分离出的重馏程组分107与未过热的一次稀释蒸汽(第一部分蒸汽)114混合后，进入蒸汽裂解装置的对流段的第一混合过热段3进行加热至200～410℃，使加热的重馏程组分混合物料115、二次稀释蒸汽(第二部分蒸汽)116分别进入分离装置10进行第二分离(其中，一次稀释蒸汽114及二次稀释蒸汽116的重量之和与所述气相混合物料中的原油组分的重量比例为0.7～0.9)，得到气相混合物料117和液相重组分118(气相混合物料为包含重馏程组分中的轻质组分和蒸汽的混合物料，液相重组分包含所述重馏程组分中的重质组分，气相混合物料的终馏点为350～460℃；所述液相重组分的初馏点不高于所述气相混合物料的终馏点)； [0119] 将气相混合物料117进入冷却器进行冷却至液相，然后将冷却得到的液相的气相混合物料外送去炼油装置(炼油装置未画出)； [0120] 重组分引入炼油装置进行二次加工，或者引入加氢装置进行加氢处理，或者引入蒸汽发生器进行处理，得到蒸汽，所得蒸汽可需要用作以上任意步骤中的蒸汽的补充蒸汽。 [0121] 本实施例中，根据实际需要也可以将部分气相混合物料117引入对流段的第七混合过热段9进行加热至横跨温度500～600℃，得到第三待裂解料流119；将第三待裂解料流119引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应(图中未画出)。 [0122] 对比例1 [0123] 采用与实施例1相似的方法，与实施例1的不同之处在于：第一分离得到的重馏程组分107不继续引入分离装置10进行第二分离，而是将重馏组分107与未过热的一次稀释蒸汽(第一部分蒸汽)114混合后，进入蒸汽裂解装置的对流段的第一混合过热段3进行加热至200～410℃，使加热的重馏程组分混合物料115与经过第四蒸汽过热段6加热处理后的二次稀释蒸汽(第二部分蒸汽)116混合后直接引入对流段的第七混合过热段9进行加热至500～ 600℃，得到的物流作为第三待裂解料流119引入辐射段11的炉管进行高温蒸汽裂解反应； 也不进行涉及液相重组分的处理步骤，得到裂解产物记为123。 [0124] 将以上实施例1和对比例1中蒸汽裂解工艺所得主要产品的收率列于下表1中。 [0125] 表1 [0126] [0127] 根据上表可知，与对比例1中重馏组分未进行第二分离进行裂解得到的裂解产物123’相比，本申请实施例1中将重馏组分引入分离装置进行第二分离，再将第二分离得到的气相混合物料进行裂解得到的裂解产物123中乙烯、丙烯、丁二烯、芳烃的产率更高，尤其是低碳烯烃乙烯和丙烯和丁二烯的产率更高，说明本申请提供的方法能够提高低碳烯烃产率。 [0128] 以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。 [0129] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。 [0130] 此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。 |
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