CN101952395A - 一体化的溶剂脱沥青和脱水 - Google Patents

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Abstract

提供了使烃进料脱水和脱沥青的方法。可以使含有一种或多种烃、沥青质和水的烃进料与一种或多种溶剂混合或是结合。溶剂的添加充分地降低了烃进料的密度，由此使水相能够重力沉降，提供含有一种或多种烃、沥青质和溶剂的油相。可以使沥青质从油相中分离以提供含有沥青质和一部分溶剂的沥青质混合物以及含有一种或多种烃和余量溶剂的脱沥青油。可以使溶剂从沥青质和脱沥青油中分离，并循环回其中使该溶剂混合或是与一种或多种溶剂合并的初始混合步骤。

Description

一体化的溶剂脱沥青和脱水
发明领域
本发明实施方式一般地涉及使烃脱沥青和脱水的系统和方法。更特别地，本发明实施方式涉及使用来自残油提取的溶剂使原油脱水的系统和方法。
相关技术的说明
原油典型地含有大量水，必须在浓缩之前将水分离。由于油和水之间比重方面的细微差别，在浓缩原油用于运输和/或精炼的过程中脱水是昂贵的步骤。例如，必须使用巨大的分离容器来使水与油进行相分离，但是这种途径是非常耗时且效率低的。也已采用加热油和水以提高密度差，同样需要特殊化学品来帮助分离。但是，这些技术是高投资成本的且操作和维护昂贵。
存在对于使原油脱水同时使资本投入最小化的改进方法的需求。
附图说明
为了可以详细地理解本发明的上述特征，上描简要概括的本发明的更特别的描述可以参考实施方式，其一些实施方式在附图中描述。但是应当指出，附图仅阐述了本发明的典型实施方式，且由此并不认为是限定其范围，本发明可以容许其它等价有效的实施方式。
图1描述了示例性溶剂脱沥青和脱水系统，依据所述的一种或多种实施方式。
图2描述了用于与一体化脱沥青和脱水系统使用的示例性溶剂提取系统，依据所述的一种或多种实施方式。
图3描述了用于与一体化脱沥青和脱水系统使用的仍另一示例性溶剂提取系统，依据所述的一种或多种实施方式。
图4描述了用于与一体化脱沥青和脱水系统使用的仍另一示例性溶剂提取系统，依据所述的一种或多种实施方式。
发明详述
现在提供详细描述。每个从属权利要求定义了单独的发明，出于侵权目的认为其包括权利要求中所规定的各种单元或限定的等价形式。依据上下文，下面对“本发明”的提及在一些情形下可以仅表示一些具体实施方式。其它情形下认为对“本发明”的提及表示一个或多个、但是并非必然地全部权利要求中所述的主题。下面现在将更加详细地描述每个发明，包括具体实施方式、变形和实施例，但是本发明并非限定于这些实施方式、变形或实施例，包含这些内容是为了能使本领域普通技术人员在将本专利中的信息与可获得的信息和技术结合时能够实现和采用本发明。
提供了使烃脱沥青和脱水的系统和方法。至少一种具体实施方式中，可以使含有一种或多种烃、沥青质和水的烃进料与一种或多种溶剂混合或是结合。溶剂添加可以降低烃的密度，以提供更重的水相和更轻的油相，其可以在环境条件下更加容易地且有效地彼此分离。换句话说，无需额外的能量输入。
油相可以含有一种或多种烃、沥青质和溶剂。随后可以将沥青质与烃和溶剂分离，以提供沥青质富集的混合物和脱沥青油混合物。沥青质富集的混合物可以包括沥青质和一部分溶剂。脱沥青油混合物可以包括烃和余量的溶剂。可以从沥青质富集的混合物和/或脱沥青油混合物中分离出溶剂，并循环回用于脱水的烃进料。本文中使用的术语“沥青质”表示不溶于正烷烃、但是全部或者部分可溶于芳烃如苯或甲苯的烃或者烃混合物。
图1描述了示例性溶剂脱沥青和脱水系统，依据一种或多种实施方式。该系统可以包括一个或多个混合器10、分离器20和溶剂提取单元30。待脱水的烃进料可以通过管线5引入该一个或多个混合器10，其中可以使烃进料通过管线35与一个或多个溶剂接触。烃进料和溶剂可以在混合器10内混合或是接触，由此在管线15中提供烃和溶剂的混合物(“第一混合物”)。
管线5中的烃进料可以是或者包括全原油、原油、油页岩、油砂、焦油、沥青、其组合、其衍生物或其混合物。一种或多种实施方式中，烃进料可以是API@60°F(ASTM D4052)小于35或小于25的一种或多种烃。该API范围也可以为约6～约25，或者约8～约15。一种或多种实施方式中，烃进料可以是或者包括常规、大气压、沸点小于1090℃(2000°F)的一种或多种烃。一种或多种实施方式中，烃进料可以是或者包括一种或多种沥青质。
如下更详细地描述的那样，通过管线35的一个或多个溶剂可以从溶剂提取单元30中再循环。溶剂的存在有利于水从原油中分离。可以使用能够将油和水的密度区分以有利于其之间的相分离的任意溶剂。例如，适宜溶剂包括但并非限定于脂肪烃、脂环烃、和芳烃、及其混合物。一种或多种实施方式中，该一个或多个溶剂可以包括丙烷、丁烷、戊烷、苯、或其混合物。一种或多种实施方式中，该一个或多个溶剂可以包括至少90wt％、至少95wt％、或至少99wt％的正常沸点低于538.0℃(1000°F)的一种或多种烃。一种或多种实施方式中，该溶剂可以包括沸程为约27℃(80°F)～约121℃(250°F)的一种或多种气体浓缩物，沸程为约32℃(90°F)～约82℃(180°F)的一种或多种轻质链烷烃，沸程为约82℃(180°F)～约221℃(430°F)的一种或多种重质链烷烃，或其混合物。一种或多种实施方式中，该溶剂的临界温度可以为约90℃(195°F)～538℃(1,000°F)、约90℃(195°F)～约400℃(750°F)、或者约90℃(195°F)～约300℃(570°F)。一种或多种实施方式中，该溶剂的临界压力可以为约2,000kPa(275psig)～约6,000kPa(855psig)、约2,300kPa(320psig)～约5,800(830psig)kPa、或者约2,600kPa(365psig)～约5,600kPa(800psig)。一种或多种实施方式中，管线35中的溶剂可以是部分或完全气化的。一种或多种实施方式中，管线35中的溶剂可以是大于约50wt％的蒸汽、大于约75wt％的蒸汽、大于约90wt％的蒸汽、或者大于约95wt％的蒸汽，余量为液体溶剂。
第一混合物可以通过管线15离开混合器10，且可以引入一个或多个分离器20。一种或多种实施方式中，该一个或多个混合器10可以包括但并非限定于喷射器、在线静态混合器、在线机械/动力混合器、均化器、或其组合。一种或多种实施方式中，该一个或多个混合器10可以包括一个或多个含有塔板、无规填料、结构填料、或者适合于混合或是结合一种或多种液体和一种或多种蒸汽的其它内构件的塔。分离器20可以是能够使混合物发生相分离的任意系统或装置。例如，分离器20可以是或者包括任意一种或多种重力分离器和凝聚过滤器辅助的分离器。也可以使用化学品辅助的和/或板材辅助的分离器。一种或多种实施方式中，管线15中的第一混合物可以加热和/或冷却以进一步区分油相和水相的比重，由此改进整体分离效率。
在一个或多个分离器20之内，烃和水相之间的密度差容许发生相分离。虽然并未显示，但是通过管线27从分离器20中除去的水相可以进一步加工和/或处理，由此在再循环、再利用、和/或处置之前除去夹带的烃和其它污染物。通过管线25从分离器20中除去的油相(“烃”)可以含有来自烃进料的一种或多种烃(包括沥青质)，除了混合器10中加入的溶剂之外。一种或多种实施方式中，管线25中进料的比重(60°F)可以为约-5°API～约35°API、或者约6°API～约20°API。一种或多种具体实施方式中，管线25中的烃的比重(60°)可以小于35°API，或者更优选地小于25°API。管线25中的烃的溶剂/进料稀释比可以为约1∶1～约100∶1，约2∶1～约10∶1，或者约3∶1～约6∶1。管线25中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约99wt％，60wt％～约95wt％，或者约66wt％～约86wt％，余量为进料。管线25中烃浓度范围可以为约1wt％～约50wt％，约5wt％～约40wt％，或者约14wt％～约34wt％，余量为溶剂。
管线25之内的烃和沥青质可以在一个或多个提取单元30中选择性分离，由此通过管线32提供沥青质、和通过管线37提供脱沥青油。可以从提取单元30中除去溶剂并通过管线35循环回混合器10。一种或多种实施方式中，提取单元30可以在相对于溶剂的亚临界、临界、或超临界温度和/或压力下操作，由此容许从油中分离沥青质。
图2描述了示例性溶剂提取系统30，依据一种或多种实施方式。提取系统30可以包括一个或多个混合器110，分离器120、150，和剥离器130、160。可以使用任意数量的混合器、分离器、和剥离器，取决于待处理的烃的体积。一种或多种实施方式中，通过管线25的烃进料和通过管线177的一个或多个溶剂可以在一个或多个混合器110之内混合或是结合，由此在管线112中提供烃混合物。溶剂/进料重量比可以依据进料的物理性能和/或组成变化。例如，高沸点进料可以要求用低沸点溶剂的更高稀释，由此对于所获混合物获得期望的体积沸点。管线112中烃混合物的溶剂/进料稀释比可以为约1∶1～约100∶1，约2∶1～约10∶1，或者约3∶1～约6∶1。
该一个或多个混合器110可以是适合于间歇、半间歇和/或连续混合进料和溶剂的任意装置或系统。混合器110可以能够均化不相容的流体。示例性混合器可以包括但并非限定于喷射器、在线静态混合器、在线机械/动力混合器、均化器、或其组合。混合器110可以在约25℃(80°F)～约600℃(1,110°F)、约25℃(80°F)～约500℃(930°F)、或者约25℃(80°F)～约300℃(570°F)的温度下操作。混合器110可以在稍微高于分离器120压力的压力下操作。一种或多种实施方式中，混合器可以在高于溶剂临界压力(“PC，S”)约101kPa(0psig)～约700kPa(100psig)、约PC，S-700kPa(PC，S-100psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-45psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
管线112中的烃混合物可以引入一个或多个分离器(“沥青质分离器”)120，由此通过管线122提供塔顶馏分和通过管线128提供塔底馏分。管线122中塔顶馏分可以含有脱沥青油(“DAO”)和该一个或多个溶剂的第一部分。管线128中塔底馏分可以含有不可溶的沥青质和余量的溶剂。一种或多种实施方式中，管线122中DAO浓度范围可以为约1wt％～约50wt％，约5wt％～约40wt％，或者约14wt％～约34wt％。一种或多种实施方式中，管线122中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约99wt％，约60wt％～约95wt％，或者约66wt％～约86wt％。一种或多种实施方式中，管线122中塔顶馏分的密度(API@60°F)范围可以为约10°～约100°、约30°～约100°、或者约50°～约100°。
一种或多种实施方式中，管线128中塔底馏分中沥青质浓度范围可以为约10wt％～约99wt％，约30wt％～约95wt％，或者约50wt％～约90wt％。一种或多种实施方式中，管线128中溶剂浓度范围可以为约1wt％～约90wt％，约5wt％～约70wt％，或者约10wt％～约50wt％。
该一个或多个分离器120可以是适合于将一种或多种沥青质与烃进料和溶剂混合物分离以在管线122中提供塔顶馏分和在管线128中提供塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，分离器120可以包括鼓泡塔板、填充单元如环状物或鞍状物、结构填充、或其组合。一种或多种实施方式中，分离器120可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，分离器120可以在高于该一个或多个溶剂的临界温度(“TC，S”)约15℃(60°F)～约150℃(270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，分离器120可以在高于溶剂临界压力约101kPa(0psig)～约about 700kPa(100psig)、约PC，S-700kPa(PC，S-100psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-45psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，塔底馏分128可以采用一个或多个热交换器115加热，并随后引入一个或多个剥离器130。在剥离器130之内，塔底馏分128可以选择地分离，由此通过管线132提供塔顶馏分和通过管线32提供塔底馏分。一种或多种实施方式中，通过管线132的塔顶馏分可以含有一个或多个溶剂的第一部分，且塔底馏分32可以含有不可溶的沥青质和该一个或多个溶剂的余量的混合物。一种或多种实施方式中，可以通过管线134将蒸汽加到剥离器130以增强该一个或多个溶剂与DAO的分离。一种或多种实施方式中，管线134中蒸汽的压力范围可以为约200kPa(15psig)～约2,160kPa(300psig)、约300kPa(30psig)～约1,475kPa(200psig)、或者约400kPa(45psig)～约1,130kPa(150psig)。一种或多种实施方式中，管线128中塔底馏分可以采用一个或多个热交换器115加热到约100℃(210°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约150℃(300°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约300℃(570°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度。一种或多种实施方式中，管线132中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约70wt％～约99wt％，或者约85wt％～约99wt％。一种或多种实施方式中，管线132中塔顶馏分中DAO浓度范围可以为约0～约50wt％、约1wt％～约30wt％、或者约1wt％～约15wt％。
一种或多种实施方式中，塔底馏分32中溶剂浓度范围可以为约5wt％～约80wt％、约20wt％～约60wt％、或者约25wt％～约50wt％。一种或多种实施方式中，至少一部分塔底馏分32进一步处理、干燥并造粒，由此提供固体烃产物。一种或多种实施方式中，可以使至少一部分塔底馏分32进行进一步处理，包括但并非限定于气化、发电、工艺加热、或其组合。一种或多种实施方式中，可以将至少一部分塔底馏分32送到汽化器以产生蒸汽、动力、和氢气。一种或多种实施方式中，至少一部分塔底馏分32可以用作燃料以产生蒸汽和动力。一种或多种实施方式中，塔底馏分32中沥青质浓度范围可以为约20wt％～约95wt％，约40wt％～约80wt％，或者约50wt％～约75wt％。一种或多种实施方式中，塔底馏分32的比重(60°F)范围可以为约5°API～约30°API、约5°API～约20°API、或者约5°API～约15°API。
该一个或多个热交换器115可以包括适合于提高管线128中塔底馏分温度的任意系统或装置。示例性热交换器、系统或装置可以包括、但并非限定于壳管式(shell-and-tube)、板框式(plate and frame)、或螺旋缠绕式热交换器设计。一种或多种实施方式中，加热介质如蒸汽、热油、热工艺流体、电阻加热、热废弃流体、或其组合可以用于将必要的热量传递到管线128中塔底馏分。一种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器115可以是直接点火的加热器或等价物。一种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器115可以在约25℃(80°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约25℃(80°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约25℃(80°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器115可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、约100kPa～约PC，S+500kPa(PC，S+75psig)、或者约100kPa～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
该一个或多个剥离器130可以包括适合于选择性分离管线128中塔底馏分以在管线132中提供塔顶馏分和塔底馏分32的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该沥青质剥离器130可以包括、但并非限定于内构件如环状物、鞍状物、球状物、不规则片材、管材、螺旋物、塔板、折流板等、或其组合。一种或多种实施方式中，该沥青质剥离器130可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该一个或多个剥离器130可以在约30℃(85°F)～约600℃(1,110°F)、约100℃(210°F)～约550℃(1,020°F)、或者约300℃(570°F)～约550℃(1,020°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该一个或多个剥离器130可以在约100kPa(0psig)～约4,000kPa(565psig)、约500kPa(60psig)～约3,300kPa(465psig)、或者约1,000kPa(130psig)～约2,500kPa(350psig)的压力下操作。
管线122中塔顶馏分可以采用一个或多个热交换器145、148加热，由此通过管线124提供加热的塔顶馏分。一种或多种实施方式中，管线124中加热的塔顶馏分的温度可以增加到高于溶剂的临界温度Tc，s。一种或多种实施方式中，管线124中加热的塔顶馏分的温度可以采用一个或多个热交换器145和/或148升高到范围约25℃(80°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约TC，S-100℃(TC，S-180°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约TC，S-50℃(TC，S-90°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)。
该一个或多个热交换器145、148可以包括适合于升高管线122中塔顶馏分的温度的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该热交换器145可以是使用加热的工艺蒸汽(例如来自分离器150的通过管线152的塔顶馏分)的再生型热交换器，由此在引入分离器150之前加热管线122中的塔顶馏分。一种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器145、148可以在约25℃(80°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约TC，S-100℃(TC，S-180°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约TC，S-50℃(TC，S-90°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器145、148可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+500kPa(PC，S+75psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
管线124中加热的塔顶馏分，含有DAO和一个或多个溶剂的混合物，可以引入一个或多个分离器150，以在此选择性分离以通过管线152提供塔顶馏分和通过管线158提供塔底馏分。一种或多种实施方式中，管线152中塔顶馏分可以含有该一个或多个溶剂的第一部分，且管线158中塔底馏分可以含有DAO和该一个或多个溶剂的余量部分。一种或多种实施方式中，管线152中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约100wt％，约70wt％～约99wt％，或者约85wt％～约99wt％。一种或多种实施方式中，管线152中塔顶馏分中DAO浓度范围可以为约0～约50wt％、约1wt％～约30wt％、或者约1wt％～约15wt％。
一种或多种实施方式中，管线158中塔底馏分中DAO浓度范围可以为20wt％～约95wt％、约40wt％～约80wt％、或者约50wt％～约75wt％。一种或多种实施方式中，管线158中塔底馏分中溶剂浓度范围可以为约5wt％～约80wt％、约20wt％～约60wt％、或者约25wt％～约50wt％。一种或多种实施方式中，管线158中塔底馏分的比重(60°F)范围为约5°API～约30°API、约5°API～约20°API、或者约5°API～约15°API。
该一个或多个分离器150可以包括适合于分离DAO和一个或多个溶剂以在管线152中提供塔顶馏分和在管线158中提供塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该分离器150可以含有内构件如环状物、鞍状物、结构填充、球状物、不规则片材、管材、螺旋物、塔板、折流板等、或其任意组合。一种或多种实施方式中，该分离器150可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该分离器150可以在约15℃(60°F)～约600℃(1,110°F)、约15℃(60°F)～约500℃(930°F)、或者约15℃(60°F)～约400℃(750°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该分离器150可以在高于溶剂临界压力(“PC，S”)约101kPa(0psig)～约700kPa(100psig)、约PC，S-700kPa(PC,S-100psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-45psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，可以将管线158中塔底馏分的至少一部分导向一个或多个剥离器160，且在此选择地分离以通过管线162提供塔底馏分和通过管线37提供塔底馏分。一种或多种实施方式中，管线162中塔顶馏分可以含有该一个或多个溶剂的第一部分，且管线37中塔底馏分可以含有DAO和该一个或多个溶剂的余量部分。一种或多种实施方式中，可以通过管线164将蒸汽加到剥离器160以增强该一个或多个溶剂与DAO的分离。一种或多种实施方式中，管线164中蒸汽的压力范围可以为约200kPa(15psig)～约2,160kPa(300psig)、约300kPa(30psig)～约1,475kPa(200psig)、或者约400kPa(45psig)～约1,130kPa(150psig)。一种或多种实施方式中，管线162中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约70wt％～约100wt％，约85wt％～约99.9wt％，或者约90wt％～约99.9wt％。一种或多种实施方式中，管线162中塔顶馏分中DAO浓度范围可以为约0～约30wt％、约0.1wt％～约15wt％、或者约0.1wt％～约10wt％。
一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分中DAO浓度范围可以为20wt％～约100wt％、约40wt％～约97wt％、或者约50wt％～约95wt％。一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分中溶剂浓度范围可以为约0～约80wt％、约3wt％～约60wt％、或者约5wt％～约50wt％。一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分的比重(60°F)范围为约5°API～约30°API、约5°API～约20°API、或者约5°API～约15°API。
该一个或多个剥离器160可以包括适合于分离DAO和一个或多个溶剂以通过管线162提供塔顶馏分和通过管线37提供塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以含有内构件如环状物、鞍状物、结构填料、球状物、不规则片材、管材、螺旋物、塔板、折流板等、或其任意组合。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以在约15℃(60°F)～约600℃(1,110°F)、约15℃(60°F)～约500℃(930°F)、或者约15℃(60°F)～约400℃(750°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以在约100kPa(0psig)～约4,000kPa(565psig)、约500kPa(60psig)～约3,300kPa(465psig)、或者约1,000kPa(130psig)～约2,500kPa(350psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线132和162中一个或多个溶剂塔顶馏分的至少一部分可以结合以通过管线138提供再循环的溶剂。一种或多种实施方式中，管线138中再循环的溶剂可以是同时含有液体和蒸汽的两相混合物。一种或多种实施方式中，管线138中再循环的溶剂的温度范围可以为约30℃(85°F)～约600℃(1,110°F)、约100℃(210°F)～约550℃(1,020°F)、或者约300℃(570°F)～约500℃(930°F)。
一种或多种实施方式中，管线138中再循环的溶剂可以采用一个或多个冷凝器135进行冷凝，由此在管线139中提供一个或多个冷却的溶剂。一种或多种实施方式中，物流139中冷却的溶剂的温度范围可以为约10℃(50°F)～约400℃(750°F)、约25℃(80°F)～约200℃(390°)、或者约30℃(85°F)～约100℃(210°F)。管线139中的溶剂浓度范围可以为约80wt％～约100wt％，约90wt％～约99wt％，或者约95wt％～约99wt％。
该一个或多个冷凝器135可以包括适合于降低管线138中再循环的溶剂的温度以通过管线139提供冷凝的溶剂的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，冷凝器135可以包括、但并非限定于液体或空气冷却的壳管式、板框式、翅扇式、或螺旋缠绕式冷却器设计。一种或多种实施方式中，冷却介质如水、制冷剂、空气、或其组合可以用来从管线138中再循环的溶剂中除去必要的热量。一种或多种实施方式中，该一个或多个冷凝器135可以在约-20℃(-5°)～约TC，S℃、约-10℃(15°F)～约300℃(570°F)、或者约0℃(30°F)～约300℃(570°F)的温度下操作。一种或多种实施方式，该一个或多个冷凝器135可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+90psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+500kPa(PC，S+60psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+30psig)的压力下操作。
可以将管线139中冷凝的溶剂的至少一部分储存在一个或多个储蓄器140中。储蓄器140中至少一部分溶剂可以采用一个或多个泵192通过管线186进行再循环。可以将管线186中再循环的溶剂与管线152中溶剂塔顶馏分的至少一部分结合，由此通过管线177提供溶剂再循环。管线177中再循环的溶剂的第一部分可以循环回溶剂脱沥青过程30中的混合器110。
管线177中溶剂的第二部分可以通过管线35循环回混合器10(参考图1)。管线35中再循环的溶剂的温度可以通过使适当的加热或冷却介质通过一个或多个热交换器175来进行调节。一种或多种实施方式中，管线35中溶剂的温度范围可以为约10℃(50°F)～约400℃(750°F)、约25℃(80°F)～约200℃(390°)、或者约30℃(85°F)～约100℃(210°F)。管线35中溶剂浓度范围可以为约80wt％～约100wt％，约90wt％～约99wt％，或者约95wt％～约99wt％。
该一个或多个热交换器175可以包括、但并非限定于液体或空气冷却的壳管式、板框式、翅扇式、或螺旋缠绕式冷却器设计。种或多种实施方式中，该一个或多个热交换器175可以在约-20℃(-5°)～约TC，S℃、约-10℃(15°F)～约300℃(570°F)、或者约0℃(30°F)～约300℃(570°F)的温度下操作。一种或多种实施方式，该一个或多个热交换器175可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+90psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+500kPa(PC，S+60psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+30psig)的压力下操作。
图3描述了与一体化脱沥青和脱水系统一起使用的另一示例性溶剂提取系统，依据一种或多种实施方式。除了如上参照图2所示和所述的系统之外，该提取系统30可以进一步包括一个或多个分离器170和剥离器180，用于将DAO塔顶馏分122选择性分离为通过管线37的重质脱沥青油(“树脂”)馏分和通过管线188的轻质脱沥青油馏分。
本文中使用的术语“轻质脱沥青油”表示具有类似物理性能且含有小于5％、4％、3％、2％、或1％沥青质的烃或烃混合物。一种或多种实施方式中，该类似物理性能可以包括约315℃～约610℃的沸点、50℃下约40cSt～约65cSt的粘度、和约130℃或更高的闪点。
本文中使用的术语“重质脱沥青油”表示具有类似物理性能且含有小于5％、4％、3％、2％、或1％沥青质的烃或烃混合物。一种或多种实施方式中，该类似物理性能可以包括约400℃～约800℃的沸点、50℃下约50cSt～170cSt的粘度、和约150℃或更高的闪点。
一种或多种实施方式中，管线122中沥青质分离器塔顶馏分的温度可以采用一个或多个热交换器145升温，由此通过管线124提供加热的塔顶馏分。管线124中加热的塔顶馏分的温度范围可以为亚临界到超临界，基于特定溶剂的临界温度(“TC，S”)。一种或多种实施方式中，管线124中加热的塔顶馏分的温度可以升高到高于管线124中溶剂的临界温度，并引入一个或多个分离器150以提供含有重质-DAO馏分和该一个或多个溶剂的至少一部分的第一相，和含有轻质-DAO馏分和该一个或多个溶剂的余量部分的第二相。一种或多种实施方式中，管线124中加热的塔顶馏分的温度范围可以为约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+210°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)。
塔顶馏分152中轻质-DAO范围可以为约1wt％～约50wt％，约5wt％～约40wt％，或者约10wt％～约30wt％。一种或多种实施方式中，管线152中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约99wt％，约60wt％～约95wt％，或者约70wt％～约90wt％。一种或多种实施方式中，管线152中塔顶馏分可以含有小于约20wt％的重质-DAO，小于约10wt％的重质-DAO，或者约5wt％的重质DAO。
塔底馏分158中重质DAO范围可以为约10wt％～约90wt％，约25wt％～约80wt％，或者约40wt％～约70wt％。一种或多种实施方式中，管线158中塔底馏分中溶剂浓度范围可以为约10wt％～约90wt％，约20wt％～约75wt％，或者约30wt％～约60wt％。
该一个或多个分离器150可以包括适合于将管线124中加热的塔顶馏分分离以通过管线152提供塔顶馏分和通过管线158提供塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该分离器150可以包括一个或多个多级的提取器，其具有交替分段的阻滞塔板、填充、穿孔塔板等、或其组合。一种或多种实施方式中，该分离器150可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该一个或多个分离器150中的温度范围可以为约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+210°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)。一种或多种实施方式中，该一个或多个分离器150中的压力范围可以为约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC， S+90psig)、约PC，S-700kPa(PC，S-90psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+90psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-30psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+30psig)。
管线158中塔底馏分，含有重质DAO，可以引入该一个或多个剥离器160且在此选择地分离以通过管线162提供含有溶剂的塔顶馏分和通过管线37提供含有重质DAO的塔底馏分。一种或多种实施方式中，可以通过管线164将蒸汽加到剥离器160中以提高溶剂与重质DAO的分离。管线162中塔顶馏分可以含有第一部分溶剂，且管线37中塔底馏分可以含有重质DAO和余量溶剂。一种或多种实施方式中，可以将管线37中塔底馏分的至少一部分导向进一步处理，包括、但并非限定于通过加氢处理、催化裂化、或其组合进行升级。一种或多种实施方式中，管线162中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约100wt％，约70wt％～约99wt％，或者约85wt％～约99wt％。一种或多种实施方式中，管线162中塔顶馏分中重质DAO浓度范围可以为约0～约50wt％，约1wt％～约30wt％，或者约1wt％～约15wt％。
一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分中重质DAO浓度范围可以为约20wt％～约95wt％，约40wt％～约80wt％，或者约50wt％～约75wt％。一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分中溶剂浓度范围可以为约5wt％～约80wt％，约20wt％～约60wt％，或者约25wt％～约50wt％。一种或多种实施方式中，管线37中塔底馏分的比重(API@60°F)范围可以为约5°～约30°、约5°～约20°、或者约5°～约15°。
该一个或多个剥离器160可以包括适合于分离管线158中塔底馏分中存在的重质DAO和溶剂以通过管线162提供塔顶馏分和通过管线37提供塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以含有内构件如环状物、鞍状物、结构填料、球状物、不规则片材、管材、螺旋物、塔板、折流板等、或其任意组合。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以在约15℃(60°F)～约600℃(1,110°F)、约15℃(60°F)～约500℃(930°F)、或者约15℃(60°F)～约400℃(750°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以在约100kPa(0psig)～约4,000kPa(565psig)、约500kPa(60psig)～约3,300kPa(465psig)、或者约1,000kPa(130psig)～约2,500kPa(350psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线152中轻质DAO富集的塔顶馏分可以采用一个或多个热交换器(所示两个155、165)加热以在管线154中提供加热的塔顶馏分。管线154中加热的塔顶馏分的温度范围可以为约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)。
一种或多种实施方式中，热交换器155、165之中温度范围可以为约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+180°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)。热交换器155、165可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、约100kPa(0psig)～约PC，S+500kPa(PC，S+75psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线156中加热的塔顶馏分可以引入该一个或多个分离器170，且在此选择地分离以通过管线172提供塔顶馏分和通过管线178提供塔底馏分。塔顶馏分172可以含有该一个或多个溶剂的至少一部分，且塔底馏分178可以含有轻质DAO和该一个或多个溶剂的余量部分的混合物。管线172中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约100wt％，约70wt％～约99wt％，或者约85wt％～约99wt％。一种或多种实施方式中，管线172中轻质DAO浓度范围可以为约0～约50wt％，约1wt％～约30wt％，或者约1wt％～约15wt％。
一种或多种实施方式中，管线178中轻质DAO浓度范围可以为约10wt％～约90wt％，约25wt％～约80wt％，或者约40wt％～约70wt％。一种或多种实施方式中，管线178中溶剂浓度范围可以为约10wt％～约90wt％，约20wt％～约75wt％，或者约30wt％～约60wt％。
该一个或多个分离器170可以包括适合于将管线156中加热的塔顶馏分分离以通过管线172提供塔顶馏分和通过管线178提供轻质DAO富集的塔底馏分的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，该分离器170可以包括一个或多个多级的提取器，其具有交替分段的阻滞塔板、填充、穿孔塔板等、或其组合。一种或多种实施方式中，该分离器170可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该分离器170可以在约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+100℃(TC，S+210°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该分离器170可以在约100kPa(0psig)～约PC,S+700kPa(PC，S+100psig)、约PC，S-700kPa(PC，S-100psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-45psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线178中塔底馏分，含有轻质DAO，可以引入该一个或多个剥离器180且在此选择地分离以通过管线182提供塔顶馏分和通过管线188提供塔底馏分。一种或多种实施方式中，管线182中塔顶馏分可以含有该一个或多个溶剂的至少一部分，且管线188中塔底馏分可以含有轻质DAO和该一个或多个溶剂的余量部分的混合物。一种或多种实施方式中，可以通过管线184将蒸汽加到剥离器中以提高该一个或多个溶剂与轻质DAO的分离。一种或多种实施方式中，可以将管线188中塔底馏分的至少一部分导向进一步处理，包括、但并非限定于通过加氢裂化。一种或多种实施方式中，管线182中塔顶馏分中溶剂浓度范围可以为约50wt％～约100wt％，约70wt％～约99wt％，或者约85wt％～约99wt％。一种或多种实施方式中，管线182中轻质DAO浓度范围可以为约0～约50wt％，约1wt％～约30wt％，或者约1wt％～约15wt％。
一种或多种实施方式中，管线188中塔底馏分中轻质DAO浓度范围可以为约20wt％～约95wt％，约40wt％～约90wt％，或者约50wt％～约85wt％。一种或多种具体实施方式中，管线188中塔底馏分中轻质DAO浓度可以高达100wt％。一种或多种实施方式中，管线188中溶剂浓度范围可以为约5wt％～约80wt％，约10wt％～约60wt％，或者约15wt％～约50wt％。一种或多种实施方式中，管线188中塔底馏分的比重(API@60°F)范围可以为约10°～约60°、约20°～约50°、或者约25°～约45°。
一种或多种实施方式中，该剥离器180可以含有内构件如环状物、鞍状物、结构填料、球状物、不规则片材、管材、螺旋物、塔板、折流板等、或其任意组合。一种或多种实施方式中，该剥离器180可以是无内构件的敞开塔。一种或多种实施方式中，该剥离器180可以在约15℃(60°F)～约TC,S+150℃(TC,S+270°F)、约15℃(60°F)～约TC，S+150℃(TC，S+270°F)、或者约15℃(60°F)～约TC，S+50℃(TC，S+90°F)的温度下操作。一种或多种实施方式中，该剥离器160可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、约PC，S-700kPa(PC，S-100psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、或者约PC，S-300kPa(PC，S-45psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线132、162和182中塔底馏分中至少一部分溶剂可以结合以在管线138中塔顶馏分中提供结合的溶剂。一种或多种实施方式中，管线138中结合的溶剂塔顶馏分中的溶剂可以以两相液体/蒸汽混合物形式存在。一种或多种实施方式中，管线138中结合的溶剂塔顶馏分可以使用一个或多个冷凝器135完全冷凝以通过管线139提供冷凝的溶剂。一种或多种实施方式中，管线139中冷凝的溶剂可以储存或者使用一个或多个储蓄器140积存。该一个或多个储蓄器140中储存的溶剂用于在提取单元30和/或混合器10(参考图1)之内的再循环，可以使用一个或多个溶剂泵192和再循环管线186转移。一种或多种实施方式中，管线138中结合的溶剂塔顶馏分的温度可以为约30℃(85°F)～约600℃(1,110°F)、约100℃(210°F)～约550℃(1,020°F)、或者约300℃(570°F)～约550℃(1,020°F)。一种或多种实施方式中，管线139中冷凝的溶剂的温度可以为约10℃(50°F)～约400℃(750°F)、约25℃(80°F)～约200℃(390°F)、或者约30℃(85°F)～约100℃(210°F)。管线139中溶剂浓度范围可以为约80％wt～约100％wt、约90％wt～约99％wt、或者约95％wt～约99％wt。
该一个或多个冷凝器135可以包括适合于降低管线138中结合的溶剂塔顶馏分的温度的任意系统或装置。一种或多种实施方式中，冷凝器135可以包括、但并非限定于液体或空气冷却的壳管式、板框式、翅扇式、或螺旋缠绕式冷却器设计。一种或多种实施方式中，冷却介质如水、制冷剂、空气、或其组合可以用来从管线138中结合的溶剂塔顶馏分中除去必要的热量。一种或多种实施方式中，该一个或多个冷凝器135可以在约-20℃(-5°)～约TC，S℃、约-10℃(15°F)～约300℃(570°F)、或者约0℃(30°F)～约300℃(570°F)的温度下操作。一种或多种实施方式，该一个或多个冷凝器135可以在约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+90psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+700kPa(PC，S+100psig)、约100kPa(0psig)～约PC，S+500kPa(PC，S+75psig)、或者约100kPa(0psig)～约PC，S+300kPa(PC，S+45psig)的压力下操作。
一种或多种实施方式中，管线172中塔顶馏分的至少一部分可以使用一个或多个热交换器145和155进行冷却，由此在管线174中提供冷却的塔顶馏分。一种或多种实施方式中，可以使得至少一部分管线174中冷却的塔顶馏分与管线186中至少一部分溶剂结合，并通过管线177循环回提取单元30中的一个或多个混合器110。一种或多种实施方式中，可以将管线177中至少一部分冷却的塔顶馏分通过管线35循环回脱水过程中的混合器10(参考图1)。一种或多种实施方式中，可以使用一个或多个热交换器145、155，和一个或多个冷却器175，将管线172中约1wt％～约95wt％、约5wt％～约55wt％、或者约1wt％～约25wt％的塔顶馏分冷却。将至少一部分溶剂循环回图3中所示的溶剂脱沥青过程和/或图1中所示的脱水过程，可以减少新鲜溶剂补充的所需数量。一种或多种实施方式中，在引入该一个或多个热交换器155之前，管线172中塔顶馏分的温度可以为约25℃(80°F)～约TC，S、约150℃(300°F)～约TC，S、或者约200℃(390°F)～约TC，S。一种或多种实施方式中，在离开该一个或多个热交换器145、155之后，管线174中冷却的塔顶馏分的温度范围可以为约25℃(80°F)～约400℃(750°F)、约50℃(120°F)～约300℃(570°F)、或者约100℃(210°F)～约250℃(480°F)。
图4描述了另一示例性溶剂脱沥青和脱水系统，依据一种或多种实施方式。该溶剂脱沥青系统可以包括分离器120、150和剥离器130、160，如上参照图2所述。一种或多种实施方式中，来自剥离器130塔顶馏分132、分离器150塔顶馏分152和/或剥离器160塔顶馏分162的溶剂可以结合，由此在管线177中提供部分或完全气化的溶剂混合物。可以将管线177中第一部分的部分或完全气化的溶剂混合物可以循环回混合器110，且其第二部分可以通过管线35循环回混合器10。
混合器10可以是气体吸收容器，其中可以将管线5中进入的烃进料与通过管线35引入的部分或完全气化的溶剂混合或是结合。一种或多种实施方式中，混合器10可以是含有内部塔板、结构填料、无规填料或其任意组合的塔，由此增加在该塔内的接触和混合。虽然参照两级溶剂提取系统描述了部分或完全气化的溶剂混合物的再循环，但是该部分或完全气化的溶剂的再循环也可以在如参照图3所示和所述的三级溶剂提取系统中采用。
一种或多种实施方式中，管线35中部分或完全气化的溶剂的温度范围可以为约10℃(50°F)～约400℃(750°F)、约25℃(80°F)～约200℃(390°)、或者约30℃(85°F)～约100℃(210°F)。管线35中溶剂浓度范围可以为约80wt％～约100wt％，约90wt％～约99wt％，或者约95wt％～约99wt％。管线35中溶剂可以是大于约50wt％的蒸汽，大于约75wt％的蒸汽，大于约90wt％的蒸汽，或者大于约95wt％的蒸汽，余量为液体溶剂。
已采用一系列数字上限和一系列数字下限来描述一些实施方式和特征。应当理解的是，除非相反地指出，否则都能预期从任意下限到任意上限的范围。一些下限、上限和范围在后面的一个或多个权利要求中显示。所述数值是“大约”或“近似”的所示值，且考虑了实验误差和偏差，其是本领域技术人员能预期的。
上面已定义了各种术语。权利要求中所用术语并非是如上所定义的程度，应当指出，相关领域中最宽泛的定义本性具有如至少一个出版文献或公开专利中所反映的该术语含意。另外，该申请中引用的所有专利、试验方法、和其它文献全部引入作为参考，达到该公开内容与本申请相一致的程度，和用于容许这种引入的所有司法解释。
虽然前述内容涉及本发明的实施方式，但是可以设计出本发明的其它和进一步实施方式，并不背离其基本范围，且其范围由随后的权利要求限定。

Claims (20)

1.一种使原油脱水和脱沥青的方法，其包括：
使包含烃、沥青质和水的原油与一种或多种溶剂混合以提供第一混合物；
选择性分离该第一混合物以提供油相和水相，该油相包含烃、沥青质和溶剂；
从油相中选择性分离沥青质以提供包含至少一部分烃和至少一部分溶剂的脱沥青油，以及包含沥青质、余量烃、和余量溶剂的沥青质混合物；
从沥青质混合物中选择性分离溶剂；和
使至少一部分分离的溶剂循环回第一混合物。
2.权利要求1的方法，其中该溶剂包含至少50wt％的一种或多种链烷烃，和含有1～7个碳原子的烯烃。
3.权利要求1的方法，其中该烃进料的比重为约6°API～约25°API，依据ASTM D D4052在60°F下测量。
4.权利要求1的方法，其中在分离成脱沥青油和沥青质混合物之前，将油相加热到小于溶剂临界温度的温度。
5.权利要求1的方法，其中该原油是全原油。
6.权利要求1的方法，其进一步包括：
使脱沥青油与一种或多种溶剂分离；和
使至少一部分分离的溶剂循环回第一混合物。
7.权利要求6的方法，其中在高于15℃的温度和高于101kPa的压力下从脱沥青油中选择性分离溶剂。
8.权利要求1的方法，其中使溶剂和烃进料以0.4∶1～10∶1的重量比混合。
9.权利要求1的方法，其中在高于15℃的温度和高于101kPa的压力下从油相中选择性分离沥青质。
10.权利要求1的方法，其中在高于15℃的温度和高于101kPa的压力下从油相中选择性分离脱沥青油。
11.权利要求1的方法，其进一步包括：
将脱沥青油加热到第一温度；
选择性分离加热的脱沥青油以提供包含轻质脱沥青油和至少一部分一种或多种溶剂的轻质脱沥青混合物以及包含重质脱沥青油和余量溶剂的重质脱沥青混合物；
使轻质脱沥青油与溶剂选择性分离；和
使重质脱沥青油与溶剂选择性分离。
12.权利要求11的方法，其进一步包括：使至少一部分分离的溶剂循环回第一混合物。
13.权利要求11的方法，其中该第一温度高于一种或多种溶剂的临界温度。
14.权利要求11的方法，其中在高于15℃的温度和高于101kPa的压力下从轻质脱沥青油中选择性分离溶剂。
15.权利要求11的方法，其中在高于15℃的温度和高于101kPa的压力下从重质脱沥青油中选择性分离溶剂。
16.权利要求11的方法，其中使轻质脱沥青油在足以提供包含煤油、柴油、瓦斯油、汽油、其组合、其衍生物或其混合物的产物的条件下进行加氢裂化。
17.一种使烃进料脱水和脱沥青的方法，其包括：
使包含一种或多种烃、一种或多种沥青质和水的烃进料与一种或多种溶剂混合以提供第一混合物；
选择性分离该第一混合物以提供油相和水相，该油相包含烃、沥青质和溶剂；
从油相中选择性分离一种或多种沥青质以提供包含至少一部分一种或多种烃和至少一部分一种或多种溶剂的脱沥青油，以及包含沥青质、余量的一种或多种烃、和余量的一种或多种溶剂的沥青质混合物；
从脱沥青油中选择性分离一种或多种溶剂；
从沥青质混合物中选择性分离一种或多种溶剂；和
使至少一部分一种或多种分离的溶剂循环回第一混合物。
18.权利要求17的方法，其中该烃进料包括全原油、原油、油页岩、油砂、焦油、沥青、其组合、其衍生物或其混合物。
19.权利要求17的方法，其进一步包括：
将脱沥青油加热到基于一种或多种溶剂的物理性能的超临界条件；
选择性分离加热的脱沥青油，以提供包含轻质脱沥青油和至少一部分一种或多种溶剂的轻质脱沥青混合物以及包含重质脱沥青油和余量的一种或多种溶剂的重质脱沥青混合物；
使轻质脱沥青油与一种或多种溶剂选择性分离；和
使重质脱沥青油与一种或多种溶剂选择性分离。
20.权利要求19的方法，其中使溶剂和烃进料以0.4∶1～10∶1的重量比混合。
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Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104053750A (zh) * 2011-10-19 2014-09-17 Meg能源公司 对烃类进行溶剂脱沥青的改进方法
US9481835B2 (en) 2010-03-02 2016-11-01 Meg Energy Corp. Optimal asphaltene conversion and removal for heavy hydrocarbons
US9650578B2 (en) 2011-06-30 2017-05-16 Nexen Energy Ulc Integrated central processing facility (CPF) in oil field upgrading (OFU)
CN105189710B (zh) * 2012-12-21 2017-12-12 尼克森能源无限责任公司 油田升级(ofu)中的集成中央处理设施(cfp)
US9944864B2 (en) 2012-01-17 2018-04-17 Meg Energy Corp. Low complexity, high yield conversion of heavy hydrocarbons
US9976093B2 (en) 2013-02-25 2018-05-22 Meg Energy Corp. Separation of solid asphaltenes from heavy liquid hydrocarbons using novel apparatus and process (“IAS”)

Families Citing this family (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20120067782A1 (en) * 2010-09-21 2012-03-22 Gregory Kaplan Hydrogen sulfide scavenger compositions, methods for making and processes for removing hydrogen sulfide from liquid hydrocarbon media
US20120067783A1 (en) * 2010-09-21 2012-03-22 Gregory Kaplan Hydrogen sulfide scavenger compositions, methods for making and processes for removing hydrogen sulfide from liquid hydrocarbon media
US9399713B1 (en) 2011-10-12 2016-07-26 Crown Iron Works Company Asphalt recovery system and process
EP2628780A1 (en) 2012-02-17 2013-08-21 Reliance Industries Limited A solvent extraction process for removal of naphthenic acids and calcium from low asphaltic crude oil
CN104540926A (zh) * 2012-06-05 2015-04-22 沙特阿拉伯石油公司 用于全原油脱沥青和脱硫的集成式工艺
CA2889424A1 (en) 2012-09-12 2014-03-20 The University Of Wyoming Research Corporation D/B/A Western Research Institute Continuous destabilization of emulsions
WO2014144025A1 (en) 2013-03-15 2014-09-18 Dober Chemical Corp. Dewatering compositions and methods
CN105400545B (zh) * 2014-09-10 2017-04-05 中国石油大学(北京) 一种重质油分离方法及其处理系统
US10125318B2 (en) 2016-04-26 2018-11-13 Saudi Arabian Oil Company Process for producing high quality coke in delayed coker utilizing mixed solvent deasphalting
US10233394B2 (en) 2016-04-26 2019-03-19 Saudi Arabian Oil Company Integrated multi-stage solvent deasphalting and delayed coking process to produce high quality coke
US10703992B2 (en) 2017-12-21 2020-07-07 Uop Llc Process and apparatus for recovering hydrocracked soft pitch
WO2021044196A1 (es) * 2019-09-05 2021-03-11 Galan Sarmiento Antonio Proceso para la segregación gravitacional con agua de asfaltenos a los crudos, y equipos para su implementación

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030019790A1 (en) * 2000-05-16 2003-01-30 Trans Ionics Corporation Heavy oil upgrading processes
US20060283776A1 (en) * 2005-06-21 2006-12-21 Kellogg Brown And Root, Inc. Bitumen Production-Upgrade with Common or Different Solvents
US20070090021A1 (en) * 2004-01-30 2007-04-26 Mccall Thomas F Supercritical hydrocarbon conversion process

Family Cites Families (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2940920A (en) 1959-02-19 1960-06-14 Kerr Mc Gee Oil Ind Inc Separation of asphalt-type bituminous materials
US3975396A (en) 1975-02-21 1976-08-17 Exxon Research And Engineering Company Deasphalting process
NL7507484A (nl) 1975-06-23 1976-12-27 Shell Int Research Werkwijze voor het omzetten van koolwaterstoffen.
NL190815C (nl) 1978-07-07 1994-09-01 Shell Int Research Werkwijze voor de bereiding van gasolie.
US4191639A (en) 1978-07-31 1980-03-04 Mobil Oil Corporation Process for deasphalting hydrocarbon oils
US4354928A (en) 1980-06-09 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Supercritical selective extraction of hydrocarbons from asphaltic petroleum oils
US4290880A (en) 1980-06-30 1981-09-22 Kerr-Mcgee Refining Corporation Supercritical process for producing deasphalted demetallized and deresined oils
US4305814A (en) * 1980-06-30 1981-12-15 Kerr-Mcgee Refining Corporation Energy efficient process for separating hydrocarbonaceous materials into various fractions
US4324651A (en) 1980-12-09 1982-04-13 Mobil Oil Corporation Deasphalting process
US4354922A (en) 1981-03-31 1982-10-19 Mobil Oil Corporation Processing of heavy hydrocarbon oils
FR2504934A1 (fr) 1981-04-30 1982-11-05 Inst Francais Du Petrole Procede ameliore de desasphaltage au solvant de fractions lourdes d'hydrocarbures
US4514287A (en) 1982-01-08 1985-04-30 Nippon Oil Co., Ltd. Process for the solvent deasphalting of asphaltene-containing hydrocarbons
CA1207699A (en) 1982-01-25 1986-07-15 Isao Honzyo Process for the solvent deasphalting of asphaltene- containing hydrocarbons
US4421639A (en) 1982-07-27 1983-12-20 Foster Wheeler Energy Corporation Recovery of deasphalting solvent
US4482453A (en) 1982-08-17 1984-11-13 Phillips Petroleum Company Supercritical extraction process
US4547292A (en) 1983-10-31 1985-10-15 General Electric Company Supercritical fluid extraction and enhancement for liquid liquid extraction processes
FR2594839B1 (fr) * 1986-02-26 1988-11-04 Inst Francais Du Petrole Procede de fractionnement d'asphaltes solides
FR2598716B1 (fr) 1986-05-15 1988-10-21 Total France Procede de desasphaltage d'une charge hydrocarbonee lourde
CA1310289C (en) 1988-11-01 1992-11-17 Mobil Oil Corporation Pipelineable cyncrude (synthetic crude) from heavy oil
US5089114A (en) 1988-11-22 1992-02-18 Instituto Mexicano Del Petroleo Method for processing heavy crude oils
US5192421A (en) 1991-04-16 1993-03-09 Mobil Oil Corporation Integrated process for whole crude deasphalting and asphaltene upgrading
US5914010A (en) 1996-09-19 1999-06-22 Ormat Industries Ltd. Apparatus for solvent-deasphalting residual oil containing asphaltenes
US5919355A (en) 1997-05-23 1999-07-06 Ormat Industries Ltd Method of and apparatus for processing heavy hydrocarbons
US5976361A (en) 1997-08-13 1999-11-02 Ormat Industries Ltd. Method of and means for upgrading hydrocarbons containing metals and asphaltenes
US5843303A (en) 1997-09-08 1998-12-01 The M. W. Kellogg Company Direct fired convection heating in residuum oil solvent extraction process
US5948242A (en) * 1997-10-15 1999-09-07 Unipure Corporation Process for upgrading heavy crude oil production
US6007709A (en) * 1997-12-31 1999-12-28 Bhp Minerals International Inc. Extraction of bitumen from bitumen froth generated from tar sands
US6074558A (en) * 1998-11-16 2000-06-13 Bhp Minerals International Inc. Biochemical treatment of bitumen froth tailings
US6553925B1 (en) * 1999-04-23 2003-04-29 Straw Track Mfg., Inc. No-till stubble row seeder guidance system and method
US6332975B1 (en) 1999-11-30 2001-12-25 Kellogg Brown & Root, Inc. Anode grade coke production
US6524469B1 (en) 2000-05-16 2003-02-25 Trans Ionics Corporation Heavy oil upgrading process
US6533925B1 (en) 2000-08-22 2003-03-18 Texaco Development Corporation Asphalt and resin production to integration of solvent deasphalting and gasification

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20030019790A1 (en) * 2000-05-16 2003-01-30 Trans Ionics Corporation Heavy oil upgrading processes
US20070090021A1 (en) * 2004-01-30 2007-04-26 Mccall Thomas F Supercritical hydrocarbon conversion process
US20060283776A1 (en) * 2005-06-21 2006-12-21 Kellogg Brown And Root, Inc. Bitumen Production-Upgrade with Common or Different Solvents

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
张昀等: "奥里乳化油加工工艺研究", 《炼油技术与工程》 *

Cited By (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9481835B2 (en) 2010-03-02 2016-11-01 Meg Energy Corp. Optimal asphaltene conversion and removal for heavy hydrocarbons
US9890337B2 (en) 2010-03-02 2018-02-13 Meg Energy Corp. Optimal asphaltene conversion and removal for heavy hydrocarbons
US9650578B2 (en) 2011-06-30 2017-05-16 Nexen Energy Ulc Integrated central processing facility (CPF) in oil field upgrading (OFU)
CN104053750A (zh) * 2011-10-19 2014-09-17 Meg能源公司 对烃类进行溶剂脱沥青的改进方法
US9944864B2 (en) 2012-01-17 2018-04-17 Meg Energy Corp. Low complexity, high yield conversion of heavy hydrocarbons
CN105189710B (zh) * 2012-12-21 2017-12-12 尼克森能源无限责任公司 油田升级(ofu)中的集成中央处理设施(cfp)
US9976093B2 (en) 2013-02-25 2018-05-22 Meg Energy Corp. Separation of solid asphaltenes from heavy liquid hydrocarbons using novel apparatus and process (“IAS”)
US10280373B2 (en) 2013-02-25 2019-05-07 Meg Energy Corp. Separation of solid asphaltenes from heavy liquid hydrocarbons using novel apparatus and process (“IAS”)

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