专利名称：重油和地沥青产品的改质方法
技术领域：
总体而言，本发明一般性涉及石油加工，具体而言，涉及重油和地浙青产品的改质系统。
背景技术：
随着原油的常规获取的减少，更多重点已被放在设计方法以经济地开采丰富的超重油(也称“地浙青”)油藏上，最值得一提的蕴藏超重油油藏的国家有委内瑞拉、加拿大和美国。取决于油藏，这些石油中的一部分不能通过常规的途径开采，因为其在环境温度下不流动。在加拿大，尤其是在阿尔伯塔，大多数地浙青以固体烃及无机砂和粘土的半均质混合物(称为“油砂”)存在。在加拿大，地浙青的开采面临额外的挑战，因为重油/地浙青在引入改质单元中之前必须首先从砂料中采出。从油砂中采油的一种流行的方法是热采，热采涉及油/砂料的原位加热，所述加热常使用蒸汽作为加热介质。蒸汽中的热能使重油/地浙青液化，其然后可被收集和泵送到地表。热采工艺的实例包括蒸汽辅助重力驱油(SAGD) 和周期蒸汽吞吐(CSS)。在地浙青和重油可被引入轻质原油炼油基础设施之前，对其进行其他加工；这类加工称为“改质”。改质的程度取决于采用标准炼油指标进行比较时，待加工的油(“原料”) 偏离轻油有多远。在将低品位重油转化为常规轻油类似物的常规改质系统中，原料常被引入在其中常被分离成浙青和非浙青馏分的工厂中。“浙青”在工业中通常理解为指如用标准的ASTM方法测得，在约975下以上沸腾的石油馏分。该物理分离不对石油中的分子引入任何化学变化，而是把较高品位的油与低品位重油馏分分离开。较重的浙青馏分(通常占进料混合物的30-50%重量)然后被引入初次改质(PUG)设备中，在这里，其经受大分子“裂解”成较小分子的条件，从而产生沸点低于起始物质的液体。通常，基于产生常规下游炼油装置可接受的原料，产物液体的目标沸点低于975 T。作为该加工步骤的一部分，大量的硫从油中释放。取决于PUG设备中所采用的技术，也可向油中引入单质氢以除去氮和任何剩余的硫以及提高油的氢含量。除产生在环境条件下为液体的烃流(“液体产物”)外，PUG 设备还将产生不凝结的酸的气态烃流(“气体”)和通常为焦炭的贫氢固体副产物。如果在 PUG设备中采用催化工艺，则还需要对其所残留部分与焦炭的催化剂进行吹扫。然后使PUG设备产生的液体产物在二级改质(SUG)设备中经受二级改质(SUG)。 在该设备中，以催化方式向液体产物加单质氢以提高其中烃的氢含量，并从液体产物中移除硫、氮和金属。通常，SUG设备采用固定床催化反应器。要支持现有技术系统中的PUG和SUG设备，需要大量的基础设施。例如，必须提供蒸汽甲烷重整(SMR)、气化或其他制氢措施以生成SUG和可能的PUG设备所需的氢。常规改质系统是能量和资源密集型的，复杂且溅射和维护成本高昂。原因包括油砂油藏的遥远和局部性质导致人工成本高昂；需要使用昂贵的稀释剂(一种低分子量烃) 来帮助从最初通过热采工艺采至地表的地浙青和水的混合物中分离重油；SAGD、CSS和其他热采工艺非常耗能，需要高压蒸汽，而高压蒸汽通常通过燃烧天然气产生。加氢和焦化工艺均已被结合到加工重油和地浙青的已知系统中。自基于加氢的PUG工艺得到的益处是以大量增加投资和运行费用为代价得到的。许多这些成本是引入制氢装置和工艺、氢设施中昂贵且复杂的地浙青/重油转化反应器以及伴随催化剂和增加的制氢原料成本的结果。实现SUG的好处将面临与PUG所伴随的那些相似的经济损失。由于这些高花费，因此常规的改质(无论是完全改质还是部分改质)系统仅在通常大约高于 60，000bbl/d的较高生产量下才是经济的。这限制了与热采可获得的整合程度，热采的生产量通常为 20，000-30, 000bbl/d。“现场改质”这一概念用来指相对小规模的改质，通常邻近SAGD或其他生产设施构建。这对许多运行单个SAGD设施或“罐”的小规模地浙青/重油开采商特别有意义。迄今，现场改质概念尚未得到商业应用，因为没有哪个采用PUG技术的系统在这样的较小规模上经证实具有经济性。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术中的至少部分不足提供解决方案。本发明的一个特定目的是提供一种用于对重油和地浙青进行改质的改进的系统。根据本发明的一个方面，提供了一种不利用氢化处理对油藏采出的地浙青进行改质的方法。所述方法包括如下步骤(a)在分馏器中使所采出的地浙青与来自流化床反应器的经加热的气体接触而使所述地浙青和经加热的气体分馏成分离的产物，所述产物至少包括液体浙青、不稳定石脑油馏分和经改质的液体产物；(b)将所述液体浙青引入所述反应器中以产生气相液体产物，所述反应器包含移动通过所述反应器的固体颗粒和在转化温度下流化所述固体颗粒的流化气体，所述转化温度适于促进至少部分所述液体浙青向所述气相液体产物的转化；(c)将包含所述气相液体产物和流化气体的经加热的气体自所述反应器引至所述分馏器以与所述地浙青流接触；和(d)燃烧足够的所述经分离的不稳定石脑油馏分，使得在不对任何剩余的不稳定石脑油馏分进行氢化处理的条件下所述液体产物和所述任何剩余的不稳定石脑油馏分符
合管道规范。在分馏地浙青和经加热的气体的步骤过程中，还可能产生不凝气体，至少部分不凝气体被用作反应器中的流化气体。在液体浙青被转化为气相液体产物时，反应器还可能产生焦炭，在这种情况下，该方法还包括用至少部分所述焦炭产生蒸汽以用于开采地浙青。在分馏地浙青和经加热的气体的步骤过程中，还可能产生裂化石脑油，在这种情况下，该方法还包括用至少部分所述裂化石脑油产生蒸汽以用于开采地浙青。至少部分所述裂化石脑油可作为液体石脑油回收以用作改质产物。液体产物中所含裂化石脑油的量取决于该不稳定液体的分数以及所得混合物符合管道规范的能力。地浙青可通过蒸汽辅助重力驱油或周期蒸汽吞吐或其他熟知的蒸汽开采技术开采。这类开采技术所使用的蒸汽可通过循环流化床蒸汽发生器和净化设施发生。在该方法中，至少部分所述焦炭可被部分氧化以生成热；在这种情况下，作为部分氧化的结果所生成的烟气被引至循环流化床蒸汽发生器和净化设施。硫通过与石灰接触而从方法中生成的燃烧气体中移除。此外，至少部分被部分氧化以生成热的焦炭可被用来加热固体颗粒、流化气体和低品位蒸汽中的一种或多种。反应器输出和地浙青输入可选择为使所产生的焦炭和石脑油的量足以满足循环流化床蒸汽发生器和净化设施的所有能量需求。反应器输出可选择为使所产生的焦炭和石脑油的量还或此外足以满足充分加热用于反应器中的固体颗粒和流化气体的所有能量需求。在分馏器中，可使经加热的气体与地浙青接触，以降低地浙青中挥发性物质的沸点温度，从而不使用常压和真空塔即可实现分馏，常压和真空塔是常规改质流程中的要素。根据本发明的上述方面的方法和系统通过消除制氢需求而减少投资范围以及提供其他益处来提供优于现有技术系统和工艺的优势，所述其他益处将在下文描述。
图1为根据本发明的一个实施方案的用于自重油或地浙青产生改质石油产品的系统的流程图。图2为图1的系统中使用的错流流化床反应器的示意图。图3为图1的系统中使用的分馏工艺的示意图。
具体实施例方式本说明书中未直接定义的任何术语均应理解为具有本发明所属领域内通常所理解的其相关含义。根据本发明的一个实施方案并如图1-3所示，提供不利于氢注入的重油和地浙青改质系统10。由于该系统10不引入与氢注入相关的装置、工艺和材料，故该系统10可经济地用于其中改质器进料速率约等于单罐油砂热采设施如SAGD或CSS的开采速率(其通常约为20，000-30，OOObbl/天重油/地浙青原料)的较小规模“现场改质”应用。将该系统安置在油砂油藏处并用来提取和改质地浙青使之成为符合管道规范的中间产物，并还可达到炼油厂规范以通过轻质原油炼油厂(未示出)进行精炼。在此实施方案中，系统10设计为在加拿大阿尔伯塔的一处油砂油藏处运行，在其中地浙青用SAGD技术开采，并针对该具体应用给出了系统10中部件的操作参数、输入和输出的详细情况；但应理解，这样公开的操作参数、输入和输出仅为示意系统10的一个具体应用而给出，可根据系统10的具体应用规定不同的操作参数、输入和输出。现在参照图1，地浙青在地浙青生产设施12中通过SAGD生产。地浙青由直馏重瓦斯油和浙青的混合物组成。为简便起见，本说明书中使用术语“地浙青”来方便地指地浙青和重油二者。SAGD工艺所使用的蒸汽由蒸汽发生器和气体净化设施(“蒸汽发生器”)14发生，蒸汽发生器14通过蒸汽管线13与地浙青生产设施12流体相连。在此实施方案中，地浙青以20，0001Λ1/天的速率开采，这可由熟知的SAGD技术达到。但在本发明的范围内可采用其他地浙青生产技术如CSS。在此SAGD应用中，874，0001b/hr的1，300psig饱和蒸汽通过垂直注入井筒(未示出)被注入地下。注入井筒改变方向并继续水平地穿过油藏，井筒中的孔允许蒸汽逸出，从而在注入井筒周围产生高温“蒸汽室”。该蒸汽将提供熔化所述蒸汽室内油砂中所含地浙青所需的能量；熔化的地浙青在重力作用下排入与注入井筒平行的收集井筒(未示出)中。为部分颗粒物质所污染的地浙青和冷凝蒸汽经泵送至地表。水和固体物在重力沉降器((未示出)中与油分离。在混合物进入分离容器中之前，以5，0001Λ1/ d的速率向混合物中加入油溶性稀释剂，以帮助分离。“稀释剂”指用来稀释重油以降低其密度和粘度的直馏轻油。然后以25，000bbl/d的速率将稀释剂/地浙青混合物(“经稀释的地浙青”)进料到稀释剂分离器16，在这里，其通过与来自分馏装置18的轻相重瓦斯油、来自蒸汽发生器 14的蒸汽和来自稀释剂分离器16的稀释剂的间接热交换而被加热至235°C的温度(引导这些流体通向稀释剂分离器16的导管在图1中未示出)。稀释剂分离器16包括设计以用本领域熟知的方式从经稀释的地浙青流中分离稀释剂与地浙青的分馏塔(未示出)。来自蒸汽发生器14的蒸汽(9，0001b/hr，55psig)被引入分馏塔底部以帮助分离(蒸汽供给导管未示出)。所述塔含如本领域熟知的实现塔内蒸气与液体流间的接触的部件。液体流几乎完全由烃组成，而蒸气由水和烃组成。所述塔的部件包括塔顶接收器，在其中，冷凝的蒸汽在重力作用下与冷凝的稀释剂分离。分离出的液体稀释剂(约5，000bbl/d)经由返回稀释剂流22再循环回地浙青生产设施12以便再次使用。分离出的地浙青(约20，000l3bl/d) 作为液体浙青流20被进给分馏装置18。冷凝的蒸汽返回地浙青生产设施12以脱油(返水管线未示出)。脱油后，水返回水处理设施32以纯化，然后被输送至蒸汽发生器14以转化为蒸汽。分馏装置18由两个主要容器组成洗涤器和分馏塔(图1中均未示出)。作为选择，这两个容器可被合并成一个，如工业中经常所做的那样，但出于方便和布局考虑，在此实施方案中也可保持分离。输入的地浙青流20通过在常规传热装置中与自分馏塔底部抽出的重瓦斯油泵循环(pump-around loop) 27 (参见图3)间接接触而被预热至300°C ；如下文将详细描述的，重瓦斯油为来自初级改质反应器M的液体产物，其在分馏装置18中冷凝。经预热的地浙青流20然后被引入洗涤容器中，在这里，其被分配到设计用于在结垢环境中运行的内部部件的顶部上，所述内部部件可以是例如栅板(未示出)。这些内部部件设计用于实现相对重的地浙青流20与被引入到内部部件下的洗涤器中的来自初级改质反应器对的经加热的气体的接触。该接触将移除自反应器M夹带走的颗粒固体。高温反应器气体(77MMSCFD)基本由来自反应器M的流化气体(56MMSCFD)、未反应的气化浙青、气化的裂化石脑油、裂化轻瓦斯油、裂化重瓦斯油、不凝气体、水蒸气和部分悬浮的焦炭粉中的全部组成。高温反应器气体是热的并起到汽提介质的作用，从而帮助地浙青流20中浙青与非浙青内容物的分离。分离出的呈液体形式的浙青物质与部分瓦斯油一道离开洗涤器的底部并作为反应器进料(浙青)流25引入350°C的初级改质反应器M中。地浙青流的剩余组分与高温的反应器气态产物一起形成非浙青物质并包含潜在的液体产物(其在洗涤器中为气体)。所述潜在的液体产物与不凝气体和流化气体一道(81. 5MMSCFD)离开洗涤器顶部的洗涤网格(未示出)，并被引入370°C的分馏塔的底部附近。图3示出流体进出分馏器 18的流动。对于非浙青物质，分馏塔冷凝所述液体产物并基于沸点将其分离成若干细分馏分。分馏塔装配有本领域熟知的针对此目的的标准内部部件。蒸汽(3，3001b/hr，55psig) 自蒸汽发生器14进给到分馏塔以帮助分离(图3中有示出但图1中未示出)，如常规方法那样。还引入了侧流洗涤器(未示出)作为锐化瓦斯油和石脑油馏分间的分馏点的措施。按常规分馏器设计惯例，纳入若干泵循环以捕集尽可能多的能量及达到所需的分离。分馏装置18产生7，650bbl/d重瓦斯油和9，650bbl/d轻瓦斯油作为液体产物，这些液体产物作为单个液体产物流26收集。该合并产物符合对密度和粘度指标的管道规范， 并从分馏装置18中作为液体产物流沈排放以用于精炼。离开分馏塔顶部的蒸气被冷却， 从而使其中所含蒸汽冷凝为水，该水然后经由水导管观再循环到地浙青生产设施12进行脱油。无浙青的蒸气中的小部分石脑油(ΙΟΟΙΛΙ/d)也被冷凝，但由于系统10中存在大量的不凝气体，故大多数(> 98% )裂化石脑油将保持气化。气化和冷凝的石脑油流二者经由裂化石脑油导管30被送到蒸汽发生器，在这里，其被燃烧而提供能量。由于系统10中无加氢的能力，故不稳定的裂化液体石脑油不通过氢注入而稳定化而符合管道规范，而是原位燃烧以为改质工艺提供能量。离开分馏装置18的瓦斯油产物中所含的热通过常规传热装置被用来预热进至稀释剂分离器16的经稀释的地浙青及进给水处理装置32的水。水处理装置32用来净化水以供蒸汽发生器14使用(经由净化水导管34)并为此从地浙青生产设施12以脱油水的形式经由管线59及从补充水源36接收水。离开分馏装置18的不凝气体经由不凝气体导管40送到气体压缩机38。气体压缩机38通过单级离心压缩机将气体的压力从5psig提高至50psig。初级改质反应器M中的流化(7. 3MMSCFD)所不需要的不凝气体经由加压气体导管42送到蒸汽发生器14，在这里， 其被燃烧以产生蒸汽。流化所需的气体经由流化气体导管43供给至改质反应器M。正如本领域技术人员所熟知的，可使用适宜的装置从所述不凝气体中回收气化的石脑油。但由于该馏分的不稳定性以及系统10中无加氢，故该实施方案的系统10中的投资费用是不合理的。因此，超出流化所需的所有不凝气体和大多数气化的裂化石脑油将被燃烧以通过蒸汽发生器14生成蒸汽。其余部分(56MMSCFD)被送到加热器46，在这里，其在插入部分氧化器(POX)容器(未示出)中的管道中被加热至500°C。在此实施方案中，所有的裂化石脑油将从管道约束的液体产物流沈中分离；换句话说，该液体产物将基本无不稳定馏分。如上面所提到的，分离出的不稳定馏分(裂化石脑油)可被燃烧以产生为系统10生成蒸汽所需的能量；自液体产物中分离不稳定馏分的另一好处在于确保液体产物具有足够的稳定性以符合管道规范。但部分当前的管道规范可耐受具有一定量不稳定馏分的液体产物；因此可从产物液体分离较少量的液体石脑油和其他不稳定馏分，而将剩余的不稳定馏分留在待经管道输送的液体产物中，条件是该液体产物符合管道规范。如果液体产物被直接输送到炼油厂，则该液体产物还得符合炼油厂规范。可调节分馏装置18的运行以改变从液体产物分离出的不稳定馏分的百分数；可使用本领域熟知的溴试验或等价检测方法来测定液体产物的稳定性和计算必须从液体产物中分馏和移除的不稳定馏分的最小量。来自分馏装置18的重浙青流25与部分瓦斯油一道以13，700bbl/d的速率被进给到初级改质反应器M中。适于与系统10 —道使用的初级改质反应器在申请人的加拿大专利2，505，632中公开。参见图2，反应器M包含错流流化床50，其接收液体浙青流25。流化床50包含被来自流化气体导管43的流化气体所流化的移动的热固体颗粒51 ；流化床50 中的固体颗粒51可以是焦炭颗粒或沙粒且具有通常垂直于流化气体的垂直向上流动的主体水平速度。流化气体以56MMSCFD的速率被引入反应器M的底部，以便在流化床50中达到鼓泡条件。如上面所提到的，流化气体由不凝气体和裂化石脑油的混合物组成，但还可有小浓度的气化轻瓦斯油和水。液体浙青流25通过喷嘴(未示出)引入流化床50中。该液体浙青将吞没水平地移动通过反应器M的固体颗粒51。流化的固体中所含的能量将支持浙青向较低沸点烃产物的化学转化，所述化学转化将继续直至所有进料材料被耗尽。固体颗粒51的温度随料液反应而降低。冷却的固体颗粒51离开反应器M并通过冷却固体传输管线56被输送至加热器46。冷却的固体在加热器46中受热并经由高温固体传输管线57返回反应器M以保持500°C的平均运行温度。含流化气体、未反应的浙青、不凝气体和在反应器条件下呈气态的液体产物的高温反应器气体通过一系列旋风分离器而移除任何夹带的固体。高温反应器气体的混合物然后经由导管58被送到分馏装置18的分馏塔。加热器46的主要功能是将冷却的固体颗粒51从490°C加热回反应器入口条件下所需的温度以产生500°C的平均运行温度。在此实施方案中，加热器46为部分氧化器(POX) 容器(未示出)，其部分地氧化部分焦炭；或者，也可使用本领域技术人员熟知的适于加热固体颗粒的其他加热器。POX容器为流化容器，在其中，焦炭在限氧条件下于650°C的温度下被部分燃烧。POX容器也用来预热通往反应器M的流化气体以及部分地满足过热低品位蒸汽(8，7501b/hr，55psig)的现场需要。POX容器装配了两组不同的换热盘管，流化气体和蒸汽将通过这些换热盘管循环和受热。受热的固体颗粒51经由高温固体传输管线57自 POX容器返回到反应器M，而自焦炭的部分燃烧过程所产生的烟气(66MMSCFD)在经烟气管线61排放通过火炬前经由烟气管线59引导进入蒸汽发生器14中以进行气体净化。反应器中生成的在POX容器46中未被消耗的焦炭被引入淘析容器(未示出)中，其将把小于临界尺寸的固体与较大的颗粒分离开来并将其返回到POX容器。其余的焦炭(12，0001b/hr) 经由焦炭管线63被送到蒸汽发生器14。CFB蒸汽发生器14有两个主要目的产生高质量的加压蒸汽用于系统10中的多个应用及移除自烟气、焦炭、石脑油和在工艺中燃烧的燃料气所释放的硫。在此实施方案中，蒸汽发生器14产生901，0001b/hr，1300psig的蒸汽，其中875，0001b/hr被送到SA⑶设施，27，0001b/hr被送到PUG。当然，蒸汽发生器14的输出可根据系统10的需要而异。蒸汽发生器14包含可从众多厂商得到的类型的循环流化床锅炉(CFB)。CFB为流化床单元， 设计为燃烧经由燃料管线30、42、63和65及烟气管线(未示出)供给蒸汽发生器的液体、 气体或固体形式的大量燃料。一种特别适宜的燃料为天然气。蒸汽发生器14的主要特征是·石灰石(14，5001b/hr)经由石灰石供给管线62引入蒸汽发生器14中以将被氧化的硫转化为硫酸钙；·通过使经处理的水循环通过位于流化床中的盘管而产生高压蒸汽；·通过来自分馏装置18的燃料气和小量冷凝石脑油及来自加热器46的烟气 (66MMSCFD)和焦炭的燃烧产生热。其余能量需求用经由天然气供给管线65引进的天然气 (19，0001b/hr)满足，这比完全靠天然气运行的常规蒸汽发生器要节省天然气得多。·颗粒物用一系列常规分离步骤自燃料气分离并保留在系统10中，取决于厂商， 其可包括U-beams、旋风分离器和袋式集尘器；和·定期从CFB移除灰烬。自蒸汽发生器14产生的大多数蒸汽经由蒸汽供给管线13引至地浙青生产设施12，小部分用来加热稀释剂分离器16和预热进入分馏装置18的经稀释的地浙青(蒸汽供给管线未示出)。提供了水处理设施32以处理来自地浙青生产设施12的水，从而使该水适于用在蒸汽发生器14中以产生蒸汽。在此实施方案中，为此目的，提供了降膜蒸发器技术；但可使用本领域技术人员熟知的适于此目的的其他水处理技术。降膜蒸发器技术可从众多厂商得到并已应用于SA⑶环境中。特别地，此实施方案中使用了具有单个蒸气再压缩段的三效蒸发系统，所述单个蒸气再压缩段将提供蒸发所需的能量。水处理设施32接收来自地浙青生产设施12的脱油水(787，0001b/hr)并通过管线36接收一定量的新鲜补充水(142，OOOlb/ hr)。混合罐中加了腐蚀和结垢抑制剂。空气在脱气容器(未示出)中移除，其后，水被引入层叠式三效蒸发器系统中。水处理设施32生成的净化水经由净化水供给管线34引入蒸汽发生器14中，而蒸发器冷凝物通过深井灌注被处置。系统10的部分值得一提的特征包括 使用了错流流化床初级改质(PUG)反应器M而不是常规的炉型延迟焦化或充分混合流化床PUG单元。错流流化床PUG反应器M将比常规炼焦技术产生更多液体产物、产生较少焦炭以及保留更多的原生氢。·错流流化床PUG反应器M中产生的焦炭呈易燃的形式，因此可用作产生蒸汽的燃料。 错流流化床PUG反应器M所需的流化气体的量大于其他流化床技术。当惰性气体与挥发性物质接触时，其沸点温度将降低，这样的过程称为“汽提”。本系统中通过使流化气体与整桶地浙青接触来应用汽提原理，从而使浙青馏分与非浙青液体分离开来。这种设计消除了对常规常压和真空塔及共同实现此功能的相关炉的需要。 系统10中使用了循环流化床(CFB)蒸汽发生器和气体净化设施14，其能消耗大量燃料，包括焦炭、烃液和燃料气。该单元14用来产生地浙青的热采所需的高压蒸汽。·石脑油的不稳定馏分可在CFB蒸汽发生器和气体净化设施14中消耗以提供能量，从而提高剩余产物液体的稳定性，同时将不稳定液体中的剩余价值作为蒸汽利用，并减少产生蒸汽所需的天然气或其他引进燃料的量。·以石灰石作为石灰进给到CFB蒸汽发生器和气体净化设施14以捕集系统运行所释放的硫。这使硫的捕集可在单个两用单元中实现。与常规气体净化系统不同，这里不必加氢。在现有技术方法中，蒸汽发生和硫化氢回收需要单独的单元，还需要两个连续单元用于硫回收。·所述CFB技术具有可视为碳捕集贮存所预留(CCS)的所有要素。 水处理由降膜蒸发器提供，这种技术可实现整装锅炉的使用，从而在最大限度地降低成本的同时使蒸汽保持高质量。与常规改质器系统相比，图1-3中所示系统10具有如下优势 引进的天然气的量显著减少，这将减少最大的运行成本动因之一。这通过如下做法实现使用来自系统10中的其他部件的可燃副产物作为蒸汽发生器14的燃料，通过使用错流流化床PUG 24而不再需要常规PUG中使用的炉，通过使用分馏装置18而不再需要顶部进料设施中的炉，通过使用组合的蒸汽发生器和气体净化设施14而不再需要单独的气体净化设施，以及不再需要制氢设施。
·投资范围显著缩小，其将降低投资成本。这通过消除对顶部进料设施、制氢设施 (因为不需要氢化处理来稳定不稳定的馏分)、SUG的需要以及气体净化与蒸汽发生设施的整合实现。通过本发明的系统10实现的投资和运行成本的大幅降低可转化为优异的项目经济性，因为和天然轻油相比，所得改质产物不仅弥补了潜在的折扣而且节省费用。系统10带来的优势使其具有在小得多的规模(可能低至至少20，000bbl/d总地浙青进料)下使用的经济合理性。上文描述了本发明的系统10在处理来自加拿大阿尔伯塔Peace River地区的地浙青中的应用。地浙青进料由49% (以体积计)的浙青组成。该浙青的MCR含量为23%。采用SA⑶技术的油藏基础是汽/油比(SOR)为三。系统10产生三个液体流石脑油(沸程到177°C )、轻瓦斯油(沸程177°C到343°C )和重瓦斯油(沸程 343 °C 到 5240C )。上述实施方案通过实施例的方式进行了描述。对于本领域技术人员来说，很明显可做若干变化和改变而不偏离本发明的范围，本发明的范围在权利要求书中限定。例如·在上面描述并在附图1-3中示意的本发明的实施方案中，一部分石脑油馏分作为能量而被消耗，因为该馏分若不加氢则不稳定，而在系统10中未提供制氢。在某些情况下，石脑油作为液体可能更有价值。如果例如在附近有可接收液体石脑油的SUG设施，则情况可能就是这样。本发明的另一实施方案涉及可实现从气体回收液体石脑油的其他处理单元的安装。该装置是本领域熟知的，包括诸如轻烃回收(LER)等单元。·在上面描述并在附图1-3中示意的本发明的实施方案中，从进给反应器M的地浙青进料产生的替代燃料可能不足以完全满足SAGD设施的能量需要，在这样的情况下仍然需要天然气。在本发明的另一实施方案中，改质反应器M的大小增至反应器M所产生的替代燃料足以完全满足系统10的所有能量需要的点，从而消除了从外部向系统10供给天然气的需要。实现这一替代实施方案所需增加的地浙青在开放市场购买并引进到工艺中。完全消除所有天然气需要和增加从引进的地浙青产出的液体产物这一经济效应在非常少的资金增量下实现，因为大多数装置并未改变尺寸。这种简单改变将显著提高方法的经济性。在上面描述并在附图1-3中示意的本发明的实施方案中，使用了替代燃料来抵销天然气的引进。虽然该实施方案优选使用替代燃料，但这样的使用不是必须的。可出于环境原因，作出不使用替代燃料的决定。在本发明的另一实施方案中，能量需要用常规天然气加热装置满足。固体焦炭副产物被库存起来。
权利要求
1.一种不利用氢化处理对油藏采出的地浙青进行改质的方法，所述方法包括如下步骤(a)在分馏器中使所采出的地浙青与来自流化床反应器的经加热的气体接触而使所述地浙青和经加热的气体分馏成分离的产物，所述产物至少包括液体浙青、不稳定馏分和经改质的液体产物；(b)将所述液体浙青引入所述反应器中以产生气相液体产物，所述反应器包含移动通过所述反应器的固体颗粒和在转化温度下流化所述固体颗粒的流化气体，所述转化温度适于促进至少部分所述液体浙青向所述气相液体产物的转化；(c)将包含所述气相液体产物和流化气体的经加热的气体自所述反应器引至所述分馏器以与所述地浙青流接触；和(d)燃烧足够的所述经分离的不稳定馏分，使得在不对任何剩余的不稳定馏分进行氢化处理的条件下所述液体产物和所述任何剩余的不稳定馏分符合管道规范。
2.根据权利要求1的方法，其中在分馏所述地浙青和经加热的气体的步骤过程中，还产生了不凝气体，至少部分所述不凝气体用作所述反应器中的所述流化气体。
3.根据权利要求1的方法，其中在所述液体浙青被转化为所述气相液体产物时，所述反应器将产生焦炭，所述方法还包括利用至少部分所述焦炭产生蒸汽以用于地浙青的开采中。
4.根据权利要求1的方法，其中在所述燃烧不稳定馏分的步骤中产生蒸汽以用在地浙青的开采中。
5.根据权利要求4的方法，其中所述不稳定馏分包括裂化石脑油，至少部分所述裂化石脑油作为液体石脑油回收以作为改质的液体产物使用。
6.根据权利要求3或4的方法，其中所述地浙青通过蒸汽辅助重力驱油或周期蒸汽吞吐进行开采。
7.根据权利要求3或4的方法，其中所述蒸汽通过循环流化床蒸汽发生器和净化设施产生。
8.根据权利要求7的方法，所述方法还包括部分地氧化至少部分所述焦炭以生成热， 将由于所述部分氧化而生成的烟气弓I至所述循环流化床蒸汽发生器和净化设施，并使所述烟气与石灰接触以净化所述烟气。
9.根据权利要求8的方法，所述方法还包括部分地氧化至少部分所述焦炭以生成热， 其中所述热被用来加热所述固体颗粒、流化气体和低品位蒸汽中的一种或多种。
10.根据权利要求9的方法，其中所述反应器输出选择为使所产生的焦炭或石脑油的量足以满足所述循环流化床蒸汽发生器和净化设施的所有能量需求。
11.根据权利要求10的方法，其中所述反应器输出选择为使所产生的焦炭或石脑油的量足以满足充分加热用于所述反应器中的所述固体颗粒和流化气体的所有能量需求。
12.根据权利要求1的方法，其中在所述分馏器中，使所述经加热的气体与所述地浙青接触，以降低所述地浙青中挥发性物质的沸点温度，从而不使用常压和真空塔即可实现分溜。
13.根据权利要求1的方法，其中从油砂油藏采油。
14.根据权利要求1的方法，其中所述反应器为错流流化床反应器。
15.根据权利要求1的方法，其中所有所述不稳定馏分均被燃烧，仅留下符合管道规范的液体产物。
全文摘要
本发明提供了一种不利于制氢对油藏采出的地沥青进行改质的方法，所述方法在现场改质应用中特别有用。在该方法中，所采出的地沥青进入分馏器并与来自流化床反应器的经加热的气体接触。所述地沥青和经加热的气体分馏成分离的产物，所述产物至少包括液体沥青、不稳定馏分和经改质的液体产物。将所述液体沥青引入反应器中以产生气相液体产物；所述反应器包含移动通过反应器的固体颗粒和在转化温度下流化所述固体颗粒的流化气体，所述转化温度适于促进至少部分液体沥青向气相液体产物的转化。将包含所述气相液体产物和流化气体的经加热的气体自反应器引向分馏器以与地沥青流接触。在此方法中，足够的经分离的不稳定馏分被燃烧，使得在不对任何剩余的不稳定馏分进行氢化处理的条件下液体产物和任何剩余的不稳定馏分符合管道规范。
文档编号C10B53/06GK102245740SQ200880132322
公开日2011年11月16日 申请日期2008年11月14日 优先权日2008年11月14日
发明者斯蒂芬·波尔特, 杰勒德·莫纳汉, 罗伯特·苏吉亚马, 罗斯·霍卢克, 韦恩·布朗 申请人:Etx系统有限公司