本发明涉及用于从原油中生产芳族化合物的方法和装置。更具体地说，本发明涉及用超临界水作为反应介质从原油中生产芳族化合物的方法和装置。
背景技术：
：原油用作发动机燃料和石油化工工业原料的主要来源。原油的质量或经济价值是由原油的清洁度和轻质度来确定的。清洁度是指具有低含量的杂质，例如硫、金属、沥青质。轻质度是指轻馏分和中间馏分的浓度。中间馏分通常被定义为沸点在175℃和370℃之间的柴油范围的烃，这取决于该国和炼油厂的柴油燃料的规格。轻馏分通常被定义为沸点比中间馏分的沸点低的石脑油范围的烃。提质加工的方法用于通过使原油和其它烃流经受各种化学反应来清洁和轻质化原油和其它烃流。有许多提质加工的方法，其中许多方法是设计用于特定粗馏分，如真空瓦斯油或减压渣油。原油由各种类型的分子的混合物组成，其包括烷烃、烯烃、芳族化合物和环烷烃。根据沸点，可以将原油分离成气体、石脑油、煤油、柴油、真空瓦斯油(VGO)和减压渣油(VR)。可用烃溶剂(如正庚烷)将原油分离成软沥青和沥青质。主要集中在减压渣油中的沥青质是最通常被认为是由非芳族网络连接的芳族核心簇。该结构包括杂原子(如硫、氮和氧)和金属。由于存在的组分的数量，原油或提质加工的油流的精确组成是未知的。也不能基于原油的来源或提质加工反应的性质来预测组成。来自经历提质加工反应的一个来源的原油具有的产物组成与来自经历相同提质加工反应的第二来源的原油不同。相反，如果相同的原油经受不同的脱硫过程，则经受旨在使油脱硫的提质加工反应的原油将具有不同的组成。不能知道原油的组成导致使用其他测量作为将油分类的方式。一种分类是沸腾曲线分析，其中测量馏分的确定体积百分比的温度。例如，T95是蒸馏塔中95％的馏分被蒸发的温度。尽管T95是与末端沸点(EBP)相关的概念，但是T95提供了更具代表性的值，因为微量的大分子的存在能够使EBP非常高。然后，该点(即T95)可以与其他工业开发的性能测量(例如比重、分子量、粘度和API值)相关。提质加工反应可以用于在产物中优先产生某些组分。一组这样的目标组分是芳族化合物。芳族化合物在工业应用中的重要性日益增加。例如，将芳族化合物与汽油混合产生具有高辛烷值的调和汽油。苯、甲苯和二甲苯是用于各种塑料、合成橡胶和纤维中的三种芳族化合物。这些芳族化合物统称为BTX，通过某些提质加工反应(如蒸汽裂化或流化催化裂化工艺或重整工艺)来优先产生这些化合物。大多数烯烃(特别是乙烯和丙烯)通过这种热工艺产生。在蒸汽裂化工艺中，在不存在催化剂的情况下，将石脑油裂化以产生烯烃、芳族化合物和其它烃。蒸汽用作稀释剂，以降低反应物的浓度和固体焦炭的产生。可以设计蒸汽裂化工艺以优先产生烯烃。蒸汽裂化还能够产生可包含70重量％的芳族化合物的裂解汽油。裂解汽油可以调和在汽油池中或进行进一步处理。蒸汽裂解产生的焦炭作为该工艺的副产物。另一种热工艺是流化催化裂化(FCC)工艺。在FCC工艺中，重质烃(如真空瓦斯油和减压渣油)被转化成轻质烃(包括烯烃、汽油和柴油)。在炼油厂使用FCC工艺来生产具有高辛烷值的汽油和轻质循环油(LCO)柴油馏分。重质循环油(HCO)是用于燃料油的混合物，因为该混合物降低了燃料油的粘度。FCC工艺使用催化剂(可以配制催化剂以优先产生某些反应产物)，但是催化剂昂贵并且遭受失活，从而需要在单独的再生单元中再活化以保持生产率。另外，FCC单元产生不期望的重质产物，例如浆料油和焦炭。在重整工艺中，由于芳族化合物含量增加，直馏石脑油转化为具有高辛烷值的汽油调合油。在大量外部氢气供给的存在下，使用用于脱氢环化、芳构化、环化和脱氢反应的催化剂来增加芳族化合物含量。除了烃产物之外，重整工艺还产生氢气。通常，来自重整工艺的重整产物含有约50重量％的芳族化合物。与FCC工艺类似，重整工艺中的催化剂昂贵并且易于通过焦化而失活。焦化可以随着工艺或原料性质和条件的轻微波动而发生。由于催化剂的昂贵性，需要再生单元来再活化废催化剂。目前正在越来越多地探索在超临界水存在下的化学反应，例如超临界水氧化和超临界水水解工艺。超临界水用作稀释剂(其减少了基团间反应和焦炭的产生)，并且用作氢的来源。因此，由于提质加工而不需要外部供应氢气的能力，超临界水显示出作为反应介质的潜力。此外，超临界水可以加速某些组的反应(例如裂化)，这降低了反应器尺寸。超临界水显示出减少焦炭产生的高选择性。超临界水是使用催化剂的替代方案，因为许多催化剂在超临界水条件下不稳定。在超临界水存在下的提质加工反应进行自由基链式反应。由于超临界水中存在的热能，预期许多上述键在引入超临界水反应器之后会立即裂开。碳-杂原子键(如碳-硫键，其包括硫醇和硫化物)、碳-氮键、碳-金属键和弱的碳-碳键容易断裂并产生自由基。断裂键的自由基引发自由基链式反应。分子上的自由基增长到其他分子，导致分子的分子结构的重排，以实现裂化、低聚、异构化、脱氢、环化、芳构化和其它反应。提质加工反应的顺序和产物的性质对反应器的操作条件敏感，因此难以预测。芳族化合物，特别是诸如苯、甲苯和二甲苯(BTX)之类的轻质芳族化合物是自身抑制剂。即，自由基由于芳族化合物结构的离域导致自由基浓度的降低和终止步骤的增加。超临界水反应中的BTX的主要来源被认为是具有带有烷烃链的单个芳族核的重质芳族化合物。这些重质芳族化合物浓缩在沥青质馏分中(例如在减压渣油中)。烷烃的脱氢环化和环烷烃的脱氢也产生BTX，但是因为反应网络的复杂性和竞争反应路线(如裂化)的存在，所以其量较少。一旦产生了富含芳族化合物的产物流，可以通过蒸馏或通过溶剂萃取来分离BTX。溶剂萃取对于具有低芳族化合物含量的流不起作用，因此在一些情况下，在萃取单元之前需要将BTX浓缩在20体积%和65体积%之间。蒸馏利用的是烃化合物之间的沸点差异，其中石脑油馏分的沸点范围在39℃和200℃之间。溶剂萃取或液-液萃取是一种这样的方法，其中，基于化合物在溶剂中的溶解度与其余液体的溶解度相比的差异，使用溶剂从液体中分离该化合物。技术实现要素：本发明涉及用于从原油中生产芳族化合物的方法和装置。更具体地说，本发明涉及用超临界水作为反应介质从原油中生产芳族化合物的方法和装置。在本发明的一个方面中，提供了一种用于在超临界水的存在下从烃源生产芳族化合物的方法。该方法包括以下步骤：将加压预热的水流与加压预热的石油原料混合以产生联合流，其中所述加压预热的水流和所述加压预热的石油原料处于高于水的临界压力的压力下，其中将所述加压预热的水流加热至高于水的临界温度的温度，其中将所述加压预热的石油原料加热至10℃至300℃之间的温度；将所述联合流供给至超临界水反应器以产生改性流，其中所述超临界水反应器没有外部氢气的供应，其中所述超临界水反应器没有催化剂；在反应器冷却器中冷却所述改性流以产生冷却流，其中将所述冷却流冷却至低于200℃的温度；在减压器中对所述冷却流进行减压以产生减压流，所述减压流包含水、芳族化合物、气体和其它烃，其中所述减压流的压力在0.05MPa至2.2MPa之间；以及在汽-液分离器中分离所述减压流以产生蒸汽流和液体流，所述蒸汽流包含一定量的水，其中所述一定量的水为存在于所述减压流中的水。该方法还包括以下步骤：在冷凝器中冷凝所述蒸汽流以产生冷凝流；在轻质分离器中将所述冷凝流分离成水回收流和轻质产物回收流，其中所述轻质产物回收流包含芳族化合物；以及在提取单元中从所述轻质产物回收流中提取所述芳族化合物以产生芳族提取物流和轻质产物流。该方法还包括以下步骤：在重质减压器中将所述液体流减压以产生减压液体流，其中所述减压液体流的压力低于1MPa；在重质分离器中将所述减压液体流分离成提质加工的产物流和底部水流，其中所述提质加工的产物流包含相对于所述加压预热的石油原料提质加工的烃；以及将所述提质加工的产物流的一部分作为再循环产物再循环到所述加压预热的石油原料中。在本发明的某些方面中，所述再循环产物与产物流以1:1的比例分流。在本发明的某些方面中，所述超临界水反应器为两级反应器，所述两级反应器包括第一级和第二级，其中所述第一级的停留时间与所述第二级的停留时间的比值在1.2:1和20:1之间。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的所述第一级和所述第二级之间的温度差在5℃和100℃之间。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的第一级为上流式反应器。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的第二级为下流式反应器。在本发明的某些方面中，所述芳族提取物流包含苯、甲苯和二甲苯。在本发明的某些方面中，与所述加压预热的石油原料相比，所述改性流具有更高含量的芳族化合物和更低含量的杂质。在本发明的某些方面中，所述蒸汽流中的水的量为存在于所述减压流中的水的大于90重量％。在本发明的第二方面中，提供了一种用于在超临界水的存在下从烃源中生产芳族化合物的方法。所述方法包括以下步骤：将加压预热的水流与加压预热的石油原料混合以产生联合流，其中所述加压预热的水流和所述加压预热的石油原料处于高于水的临界压力的压力下，其中将所述加压预热的水流加热至高于水的临界温度的温度，其中将所述加压预热的石油原料加热至10℃至300℃之间的温度；将所述联合流供给至超临界水反应器以产生改性流，其中所述超临界水反应器没有外部氢气的供应，其中所述超临界水反应器没有催化剂；在反应器冷却器中冷却所述改性流以产生冷却流，其中将所述冷却流冷却至低于200℃的温度；在减压器中对所述冷却流进行减压以产生减压流，所述减压流包含水和提质加工的烃，其中所述减压流的压力在0.3MPa至2.2MPa之间；以及在汽-液分离器中分离所述减压流以产生蒸汽流和液体流，其中所述液体流包含所述水和所述提质加工的烃。该方法还包括以下步骤：在重质减压器中分离所述液体流以产生石油回收流和水回收流；在蒸馏塔中分离所述石油回收流以产生轻质产物回收流和提质加工的产物流，其中所述轻质产物回收流包含芳族化合物，并且其中所述提质加工的产物流包含所述提质加工的烃，与所述加压预热的石油原料相比，所述提质加工的产物流具有更高的API比重、更低的硫含量和更低的金属含量；在提取单元中提取所述轻质产物回收流以产生轻质产物流和芳族提取物流；将所述轻质产物流与所述提质加工的产物流混合以产生混合产物流；以及将所述混合产物流的一部分作为再循环产物再循环到所述加压预热的石油原料中。在本发明的某些方面中，所述再循环产物与产物流以1:1的比例分流。在本发明的某些方面中，所述超临界水反应器为两级反应器，所述两级反应器包括第一级和第二级，其中所述第一级的停留时间与所述第二级的停留时间的比值在1.2:1和20:1之间。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的所述第一级和所述第二级之间的温度差在5℃和100℃之间。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的第一级为上流式反应器。在本发明的某些方面中，所述两级反应器的第二级为下流式反应器。在本发明的某些方面中，所述芳族提取物流包含苯、甲苯和二甲苯。在本发明的某些方面中，与所述加压预热的石油原料相比，所述改性流具有更高含量的芳族化合物和更低含量的杂质。在本发明的某些方面中，所述蒸汽流中的水的量为存在于所述减压流中的水的大于90重量%。附图简要说明结合以下说明书、权利要求和附图而言，能够更好地理解本发明的这些和其它特征、方面和优点。然而，应当指出的是，附图仅仅解释发明的几个实施方案，因此不应当认为是对本发明范围的限制，因为其认可其它等效的实施方案。图1提供了根据本发明的对烃原料提质加工的方法的一个实施方案的工艺图。图2提供了根据本发明的对烃原料提质加工的方法的第二实施方案的工艺图。图3提供了用于模拟本发明的工艺的模型工艺图。发明详述虽然为了说明的目的，以下详细描述包含许多具体细节，但是应当明白，本领域的普通技术人员将会理解，对以下细节的多个例子、变型和改变都在本发明的范围和实质内。因此，本文所述的并以附图形式提供的发明的示例性实施方案是在要求保护的发明下、不丧失一般性、并且不强加限制的条件下进行阐述的。参考图1和图2，提供了用于在超临界水的存在下从烃源中生产芳族化合物的方法的实施方案。将石油原料102与再循环产物146混合以产生混合的石油原料104。石油原料102可以来自任何烃源。用于石油原料102的示例性的烃源包括：全馏分原油、蒸馏原油、残油、拔顶原油、来自炼油厂的产物流、来自蒸汽裂解工艺的产物流、液化煤、从油或焦油砂中回收的液体产物、沥青、油页岩、沥青质、生物质碳氢化合物等。在石油原料泵2中，将混合的石油原料104加压以产生加压石油原料106。加压石油原料106的压力大于约22.064MPa、或者在约22.1MPa至约31.9MPa之间、或者在约22.9MPa和约31.1MPa之间。在本发明的至少一个实施方案中，加压石油原料106的压力为25.0MPa。水的临界压力为22.064MPa。在石油原料预热器4中，将加压石油原料106加热以形成预热的石油原料108。预热的石油原料108的温度在约10℃和约300℃之间、或者在约50℃和250℃之间、或者在约50℃和250℃之间、或者在约50℃和200℃之间、或者在约50℃和150℃之间、或者在约50℃和约100℃之间、或者在约100℃和约200℃之间、或者在约150℃和约250℃之间、或者在约200℃和约300℃之间。在本发明的至少一个实施方案中，预热石油原料108的温度为60℃。示例性的石油原料预热器4包括天然气燃烧加热器、热交换器和电加热器。在某些实施方案中，在稍后的工艺中，在交叉交换操作中用热交换器对加压石油原料106进行加热。水流110可以是电导率小于约10.0μmhos/cm的任何水源。示例性水流110包括软化水、蒸馏水、锅炉给水和去离子水。在本发明的至少一个实施方案中，水流110是锅炉给水流。在水泵6中对水流110加压以产生加压水流112。加压水流112的压力大于约22.064MPa、或者在约22.1MPa和约31.9MPa之间、或者在约22.9MPa和约31.1MPa之间。在本发明的至少一个实施方案中，加压水流112的压力为25.0MPa。水的临界压力为22.064MPa。在水预热器8中将加压水流112加热以产生预热水流114。预热水流114的温度大于约374℃、或者在约374℃和约600℃之间、或者在400℃和约550℃之间、或者在约400℃和约450℃之间、或者在450℃和约500℃之间、或者在约500℃和约550℃之间、或者在约550℃和约600℃之间。在本发明的至少一个实施方案中，预热水流114的温度为520℃。水的临界温度为373.946℃。示例性水预热器8包括天然气燃烧加热器、热交换器和电加热器。在某些实施方案中，在稍后的工艺中，在交叉交换操作中用热交换器来对加压水流112进行部分加热。在本发明的至少一个实施方案中，在与改性流118的交叉交换操作中，对加压水流112进行部分加热。预热水流114是超临界水，即高于临界温度和临界压力、或临界点的水。在临界温度和压力之上，水的液相和气相边界消失，并且流体具有流体和气体物质的特性。超临界水能够溶解有机溶剂等有机化合物并且具有优异的扩散性(如气体一样)。温度和压力的调节使得超临界水的性质连续“调节”成更加像液体或气体。与液相亚临界水相比，超临界水具有降低的密度和更低的极性，从而大大地扩大了能够在水中进行的化学的可能范围。超临界水具有各种意想不到的性质，并且其达到超临界边界。超临界水对有机化合物具有非常高的溶解度并且与气体具有无限的混溶性。此外，可以由超临界水通过笼效应(即，一个或多个水分子围绕自由基，然后防止自由基相互作用的条件)来稳定自由基。据认为自由基的稳定化有助于防止基团间缩合，从而减少本发明中的焦炭总产量。例如，焦炭生产可以是基团缩合的结果。在某些实施方案中，超临界水通过蒸汽重整反应和水煤气变换反应产生氢气，然后可用于提质加工反应。在进料混合器10中，将预热的水流114和预热的石油原料108混合以产生联合流116。进料混合器10可以是任何类型的能够将预热的水流114和预热的石油原料108混合的混合装置。在本发明的至少一个实施方案中，进料混合器10为在线混合器。联合流116具有由水流110的体积流速(ν110)与石油原料102的体积流速(ν102)的比表示的水与烃的比。ν110与ν102的比在约10:1至约1:10的范围内、或者约5:1至约1:5、或者小于4:1、或者小于3:1、或者小于2:1。在本发明的至少一个实施方案中，ν110与ν102的比为1.4/1。在本发明的至少一个实施方案中，ν110与ν102的比为2.5/1。将联合流116进料至反应器12。反应器12是超临界水反应器，在没有外部提供的氢气且没有催化剂的情况下，其使用超临界水作为用于提质加工反应的反应介质。改性流118中的反应产物取决于石油原料102的组成、ν110和ν102的比以及反应器12的操作温度。反应器12的操作温度影响能够对提质加工反应产生自由基抑制的芳族自由基的存在。超临界水增加了提质加工反应产生BTX的可能性。BTX通过捕获自由基和防止自由基链反应来抑制提质加工反应。BTX的产生随着温度的增加而增加。BTX作为抑制剂的倾向随着温度的升高而降低。在来自反应器12的精确产物混合物中，温度起着重要作用。温度还影响反应器12中焦炭的产生。焦化物是提质加工反应的不期望的副产物。提高温度增加焦炭产量。减少焦化的一种方法是确保烃(特别是沥青质部分)与超临界水的混合。压力影响水的密度。在25MPa下，400℃下的水的密度为166.54kg/m3，而450℃下的密度为108.98kg/m3。这种密度变化可能影响超临界水和烃的混合能力。减少焦化的第二种方法是确保反应混合物中存在足够量的稀释剂。当芳族化合物和BTX存在时，其充当稀释剂。在本发明的至少一个实施方案中，联合流116在不存在用作稀释剂的量的BTX或芳族化合物。在本发明的至少一个实施方案中，超临界水在反应器12中作为稀释剂。反应器12可以是单级、两级或三级反应器。在多级反应器(例如两级或三级反应器中)，来自第一级的流出物流是进入第二级的进料流。反应器12的每一级的操作温度大于约374℃、或者在约374℃至约600℃之间、或者在约380℃至约420℃之间、或者在约390℃至约450℃之间、或者在400℃和约550℃之间、或者在约400℃和约450℃之间、或者在450℃和约500℃之间、或者在约500℃和约550℃之间、或者在约550℃和约600℃之间。反应器12的每一级的停留时间在约1秒至约120分钟之间、或者在约30秒至约20分钟之间、或者在1分钟至约10分钟之间、或者在约5分钟至约15分钟之间、或者在约8分钟至约12分钟之间、或者在约10分钟至约20分钟之间、或者在约20分钟至30分钟之间、或者在约30分钟至40分钟之间、或者在约40分钟至50分钟之间、或者在约50分钟至60分钟之间、或者在约60分钟至90分钟之间、或者在约60分钟至120分钟之间。反应器12的每一级的流动方向可以是上流动或下流。在本发明的至少一个实施方案中，反应器12是具有400℃的操作温度、10分钟的停留时间和上流流动方向的单级反应器。在多级反应器中，第一级与后续级的停留时间的比为使得在第一级中的停留时间长于在任何后续级中的停留时间。第一级与后续级的停留时间的比在约1.2:1至约20:1之间、或者在约2:1至约10:1之间、或者在约2:1至约6:1之间。在优选的实施方案中，反应器12是两级反应器，其中每一级具有不同的操作温度和不同的停留时间。在两级反应器中，反应器12的第一级和第二级之间的温度差在约5℃和约100℃之间、或者在约10℃和约50℃之间、或者在约20℃约40℃之间。在本发明的至少一个实施方案中，反应器12的第一级和第二级之间的温度差为30℃。在本发明的至少一个实施方案中，反应器12是第一级与第二级相比具有更长停留时间的两级反应器。在低于420℃的温度下，反应器12的第一级提供联合流116的混合。提质加工反应从进入第一级就开始，但是焦化最小化了。反应器12的第二级处于高于420℃的温度，增加的温度增加了BTX的产生同时减少了由BTX引起的抑制。关于BTX生产，使用两级平衡BTX生产和BTX抑制。在第二级中较短的停留时间使焦化产生最小化。在本发明的优选实施方案中，反应器12是两级反应器，其中第一级具有400℃的操作温度和上流流动方向，第二级具有430℃的操作温度和下流流动方向，并且第一级与第二级的停留时间的比值为4：1。反应器12出口是改性流118。在反应器冷却器14中，将改性流118冷却以产生冷却流120。冷却流120的温度为约10℃至约200℃之间、或者为约30℃至约120℃之间、或者约50℃至约100℃之间。在本发明的至少一个实施方案中，冷却流120的温度为60℃。示例性反应器冷却器14包括热交换器、蒸汽发生器或交叉交换器。在本发明的至少一个实施方案中，反应器冷却器14是用来自改性流118的热量来加热加压水流112的交叉交换器。本领域技术人员将理解，可使用交叉交换热交换器在系统内提供能量回收。在减压器16中，降低冷却流120的压力以形成减压流122。减压流122的压力在约0MPa和约2.2MPa之间、或者在约0.05MPa和约1.2MPa之间、或者在约0.05MPa和约1.0MPa之间、或者在约0.1MPa和约0.5MPa之间。在本发明的至少一个实施方案中，减压流122的压力为0.1MPa。减压器16可以是任何类型的能够降低冷却流120的压力的减压装置。适于使用减压器16的示例性装置包括压力控制阀和毛细管型压力调节装置。改性流118、冷却流120和减压流122含有水、芳族化合物(BTX)和其它烃。减压流122还包含气体(例如二氧化碳)。与石油原料102相比，改性流118、冷却流120和减压流122具有更高的芳族化合物含量和更低的杂质含量。减压流122中的烃的沸点范围比存在于石油原料102中的烃的沸点范围低。存在于改性流118、冷却流120和减压流122中的水的质量分数取决于反应器12中的操作条件、水流110的流速和联合流116中的水与烃的进料比。将减压流122供给到汽-液分离器18。汽-液分离器18将减压流122分离成蒸汽流124和液体流136。汽-液分离器18是气-液分离器。可用于汽-液分离器18的示例性分离器包括闪蒸鼓、闪蒸塔、多级塔、汽提式塔。考虑到对蒸汽流124和液体流136进行的处理步骤，调节反应器冷却器14、减压器16和汽-液分离器18的操作条件。反应器冷却器14、减压器16和汽-液分离器18的操作条件影响蒸汽流124和液体流136中的总量和组成。参考图1，提供了本发明的一个实施方案，该实施方案对蒸汽流124具有附加处理步骤。蒸汽流124含有一定量的水，该一定量的水为存在于减压流122中的水。存在于蒸汽流124中的水的量为存在于减压流122中的水的大于约90重量％、或者为存在于减压流122中的水的大于约92重量％、或者为存在于减压流122中的水的大于约95重量％、或者为存在于减压流122中的水的大于约97重量％、或者为存在于减压流122中的水的大于约99重量％。控制汽-液体分离器18的操作条件以调节蒸汽流124中存在的水的量。在本发明的至少一个实施方案中，减压流122的压力为96psig(0.662MPa)，汽-液分离器18的温度为167℃并且存在于蒸汽流124中的水的量为存在于减压流122中的水的大于95重量％。存在于蒸汽流124中的水的质量分数还取决于水流110的流速和进入反应器12的联合流116中的水与烃的进料比。蒸汽流124包含存在于减压流122中的BTX以及其它轻质烃。如本文所使用的，将轻质烃定义为沸点低于320℃、或者低于280℃的烃。在本发明的至少一个实施方案中，蒸汽流124具有比减压流122更高的BTX浓度。在冷凝器20中，将蒸汽流124冷却以产生冷凝流126。将冷凝流126进料至轻质分离器22中，该分离器22将冷凝流126分离成烃(在轻质产物回收流130中)和水(在水回收流128中)。不受特定理论的束缚，冷凝流126中不存在重质烃促进了轻质分离器22中烃与水的分离。水回收流128可以再循环到工艺的前部，可以在不同的工艺单元中使用，可以被处理以供进一步使用，可以被处理废弃或者可以被存储。将轻质产物回收流130供入到溶剂萃取单元24。轻质产物回收流130含有至少约1.0体积％的BTX、或者至少约0.5体积％的BTX、或者至少约0.1体积％的BTX。溶剂萃取单元24将轻质产物回收流130分离成芳族提取物流132和轻质产物流134。在本发明的至少一个实施方案中，将轻质产物回收流130供给到溶剂萃取单元24上游的蒸馏单元，以增加供给至溶剂萃取单元24中的流中的BTX浓度。在本发明的至少一个实施方案中，因为在汽-液分离器18中发生分馏，所以该工艺不存在蒸馏塔。在本发明的至少一个实施方案中，将芳族提取物流132送至处理单元以进一步纯化BTX。用来纯化BTX的处理单元可以用于本领域技术人员已知的用于处理BTX的任何方法。在本发明的至少一个实施方案中，将轻质产品流134与其它提质加工的烃流混合。在重质减压器26中，对液体流136减压以产生减压液体流138。减压液体流138处于小于约1.0MPa、优选小于约0.1MPa的压力下。将减压液体流138供给至重质分离器28，以将减压液体流138分离烃(在提质加工产物流142中)和水(在底部水流140中)。底部水流140可以再循环到工艺的前部，可以在不同的工艺单元中使用，可以被处理以供进一步使用，可以被处理废弃或者可以被存储。在下一阶段之前，可以将底部水流140与水回收流128合并。在循环三通30中，将提质加工的产物流142分离成多个流。与石油原料102相比，提质加工的产物流142具有更低的沥青质、金属、硫和氮的总含量。在本发明的至少一个实施方案中，提质加工的产物流142具有比石油原料102更高的杂质浓度。将再循环产物146再循环到该工艺的开始以与石油原料102混合。再循环产物146包含存在于石油原料102中的未转化的烃。在本发明的至少一个实施方案中，再循环产物146包含提质加工的烃。在本发明的至少一个实施方案中，再循环产物146比石脑油重。在本发明的至少一个实施方案中，再循环产物146比石油原料102含有更少的芳族化合物(包括BTX)。在本发明的至少一个实施方案中，与石油原料102相比，再循环产物146不含芳族化合物(包括BTX)。产物流144可以被进一步处理，可以被送到提质加工的油藏，或者可以被处理以用于现场转移。参考图2，在本发明的至少一个实施方案中，蒸汽流124不进行进一步处理以回收烃。蒸汽流124可以被处理废弃或者被处理以回收水。将液体流136进给到重质分离器28，该重质分离器28将液体流136分离成石油回收流200和水回收流128。重质分离器28是任何类型的能够从水中分离存在于液体流136中的烃的油水分离器。重质分离器28可以是两相或三相分离器。在本发明的至少一个实施方案中，重质分离器28是三相汽-油-水分离器。适合用作重质分离器28的示例性油-水分离器包括多级沉降容器、重力分离器和聚结器。与比石油原料102相比，石油回收流200具有更高的API比重、更低的硫含量、更低的金属含量和更高的轻质和中间馏分。正如参考图1所描述的，对水回收流128进行处理。将石油回收流200供给至蒸馏塔40。蒸馏塔40将石油回收流200分离以产生轻质产物回收流130和提质加工产物流142。调节蒸馏塔40以获得轻质产物回收流130，该轻质产物回收流130的T95在约150℃和约300℃之间、或者在约180℃和约220℃之间。在本发明的优选实施方案中，T95为200℃。与石油原料102相比，提质加工的产物流142具有更高的API比重、更低的硫含量和更低的金属含量。将轻质产物回收流130供给至溶剂萃取单元24。溶剂萃取单元24将轻质产物回收流130分离成轻质产物流134和芳族提取物流132。溶剂萃取单元24可以是任何市售可得的萃取单元或工艺，该萃取单元或工艺从工艺流中分离苯、甲苯和二甲苯(BTX)。在本发明的替代实施方案中，溶剂萃取单元24可以是另一类型的BTX分离器，例如共沸蒸馏器、吸附器和萃取蒸馏器。在本发明的至少一个实施方案中，将芳族提取物流132供给至BTX分馏单元以回收在溶剂萃取单元24中使用的溶剂。在产物混合器42中，将轻质产物流134和提质加工的产品流142混合以产生混合产物流202。在循环三通30处将混合产物流202被分离成再循环产物146和产物流144。将再循环产物146供给至该工艺的开始以与石油原料102混合。再循环产物146包含存在于石油原料102中的未转化的烃。在本发明的至少一个实施方案中，再循环产物146包含提质加工的烃。在本发明的至少一个实施方案中，再循环产物146比石脑油重。在本发明的至少一个实施方案中，与石油原料102相比，再循环产物146含有更少的芳族化合物(包括BTX)。在本发明的至少一个实施方案中，与石油原料102相比，再循环产物146不含芳族化合物(包括BTX)。相对于石油原料102，产物流144为提质加工的油流。与石油原料102相比，产物流144具有更低的沥青质、金属、硫和氮的总含量。在本发明的至少一个实施方案中，与石油原料102相比，产物流144具有更高的杂质浓度。可以将产物流144供给至精炼厂或其它处理单元。在某些实施方案中，本发明提供了通过特别排除使用外部氢气的供给且还特别排除使用反应用催化剂的工艺，利用超临界水对烃源(例如石油原料102)进行提质加工的方法。该提质加工反应获得了提质加工的烃产物，该提质加工的烃产物具有增加的芳烃产量，降低的焦炭产生和/或显著去除的杂质(例如含有硫、氮和金属的化合物)。一般来说，由于经济和安全考虑，避免使用氢气用于水热法。此外，在石油产品中，本文所述的方法实现了各种其它改进，包括更高的API比重、更高的轻质馏分产率、更高的中间馏分产率(与原料和可比较的提质加工方法中存在的中间馏分相比)，以及存在于石油原料102中的不饱和化合物的氢化。例子例1。实施例1提供了如参考图3所述的本发明的实施方案的模拟模型。该模型模拟了全馏分阿拉伯重质原油烃源，因为以20,000桶/天的体积流速来自石油储存器52的混合石油原料104在石油原料泵2中被加压到3611psig(24.9MPa)的压力，以产生加压石油原料106。在石油原料预热器4中将加压石油原料106预热至50℃的温度以产生预热石油原料108。以20,000桶/天的体积流速来自水储存器50的水流110在水泵6中加压至3611psig(24.9MPa)的压力，以产生加压水流112。首先在交叉交换器操作中用改性流118将加压水流112预热，以产生加热水流300。在水预热器8中进一步将加热水流300加热以产生预热水流114。在进料混合器10中将预热石油原料108和预热水流114混合以形成联合流116。控制水预热器8的出口温度，使得联合流116的温度为368℃。将联合流116供给至反应器12(超临界水反应器)中。反应器12采用了两个串联的反应区。第一反应区具有400℃的内部温度和4分钟的停留时间。第二反应区具有430℃的内部温度和1分钟的停留时间。通过反应器冷却器14，将反应器12流出物或改性流118冷却至220℃，压降为611psig(4.21MPa)。在减压器16(如压力控制阀所模拟)中进一步将冷却流120中的压力减小至96psig(0.662MPa)。在汽-液分离器(闪蒸罐)18中将减压流122分离，产生蒸汽流124和液体流136。在三相分离器(轻质分离器22和重质分离器28)中进一步分离两种流。将来自轻质分离器22的轻质产物回收流130供给至蒸馏塔40中。将破乳剂加入重分离器28中以加速油和水的分离，由于存在重质组分(如沥青质)，所以加入破乳剂是必需的。将产物馏分314从蒸馏塔40中引出并在溶剂萃取单元24中进行溶剂萃取工艺。总工艺产生四种产物流：回收的提质加工产物流330、回收的蒸汽310、回收的水320和芳族提取物流132。通过循环三通30使提质加工的产物流142(来自重分离器28的油馏分)部分再循环到石油储存器52，以作为再循环产物146与全馏分原油混合。回收的提质加工产物流330是来自蒸馏塔40的塔底产物流324、轻质产物流134(来自溶剂萃取单元24的萃余液流)和产物流144(提质加工的产物流142中未再循环的部分)的混合物。回收的蒸汽310是来自蒸馏塔40的顶部蒸汽304、来自轻质分离器22的轻质蒸汽流302和来自重质分离器28的重质蒸汽流306的混合物。回收水320是来自轻质分离器22的水回收流128和来自重质分离器28的底部水流140的混合物。最后，来自溶剂萃取单元24的溶剂萃取工艺的芳族提取物流132含有在反应器12的反应区中产生的大部分苯、甲苯和二甲苯(BTX)。表1示出了所选择的流的性质。表2示出了所选择的流的其他性质。表3示出了所选择的流的所选择的组分。结果表明，来自汽-液分离器18的蒸汽流124含有的水是改性流118中存在的水的95％。通过ASTMD86方法测量的蒸汽流124中含有的烃馏分的达到95体积％的蒸馏点(T95％)为252℃。通过ASTMD86方法测量的液体流136中含有的烃馏分达到5体积％的蒸馏点(T5％)为256℃。这些结果表明蒸汽流124仅具有轻质烃。不存在重质分子使得油-水分离更简单。该结果还显示，改性流118中的约92重量％的甲苯在来自轻质分离器22的轻质产物回收流130中，从而使得来自蒸馏塔40的产物馏份314中达到44重量％的甲苯浓度。再循环产物146比石脑油更重。表1.各种流的条件表2.所选流的代表性性质流102流330流146质量流量(kg/hr)1179666568647190相对质量流量100％56％40％API比重273325TBP5％(℃)5967210TBP10％(℃)99155239TBP30％(℃)228220332TBP50％(℃)361313424TBP70％(℃)501438516TBP90％(℃)695601648TBP95％(℃)777651684表3.所选择的流的所选择的组分质量流量(kg/hr)流102流122流132苯466910甲苯381991913对二甲苯7410992间二甲苯163245207邻二甲苯130188145例2.比较例.例2使用与例1相同的模拟模型和输入，但具有一个明显的区别。在例2中反应器12的设置不同，具体而言，第二反应区具有400℃的内部温度和1分钟的停留时间。表4示出了所选择的流的所选择的组分。表5表明流132中的苯、甲苯和二甲苯的含量对反应器12的操作条件敏感。表4.所选择的流的所选择的组分的比较例质量流量(kg/hr)流102流122流132苯46492甲苯381661603对二甲苯749178间二甲苯163189163邻二甲苯130145120表5.芳族提取物流的比较质量流量(kg/hr)例1例2苯102甲苯913603对二甲苯9278间二甲苯207163邻二甲苯1451201000的总BTX1367966例3.通过独立的计量泵，分别以0.96升/小时和0.62升/小时的速率泵送去离子水和全馏分阿拉伯重质原油(在60°F下的API比重＝26.5℃)。通过独立的电加热器分别将加压水和原油预热到513℃和50℃。通过三通装置将两个预热流合并。第一反应器具有1升的内体积和叶轮型搅拌器以增强水和油的混合。第二反应器也具有0.25升的内体积和叶轮型搅拌器。对于第一和第二反应器，分别将反应器的温度设定为400℃和430℃。通过双管式热交换器将反应器流出物冷却至低于50℃。通过背压调节器将流减压至大气压。通过使用离心机将产物分离成水和油，并通过蒸馏和气相色谱分析油产物。进料原油和产物油中包含的甲苯的量为0.33重量％和0.86重量％。甲苯量的增加为约2.6倍。例4.作为比较例，将反应器温度设定为400℃。其它操作条件相同。在这种情况下，进料原油和产物油中包含的甲苯的量为0.33重量％和0.65重量％。甲苯量的增加为约2.0倍。虽然已经详细描述了本发明，但应该理解对其可以做出各种改变、替代和修改而不背离本发明的原则和范围。因此，本发明的范围应该由以下权利要求和它们适当的法律意义等同物确定。没有数量指示的单数形式指称物包括多个指称物，除非上下文另有明确指示。任选的或任选地是指随后描述的事件或情况可以出现或可以不出现。所述描述包括所述事件或情况发生的情况和不发生的情况。范围在本文中可以表示为从大约一个特定值和/或到大约另一个特定值。当表示这样的范围时，要理解另一种实施方式是从所述一个特定值和/或到另一个特定值，以及在所述范围内的所有组合。在本申请中，当引用专利或专利申请公开时，这些文献的公开内容全部以引用的方式并入本申请中，以便更充分地描述与本发明相关的现有技术，除非这些文献与本文所述内容相抵触。当前第1页1 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