本發明涉及用于從原油中生產芳族化合物的方法和裝置。更具體地說，本發明涉及用超臨界水作為反應介質從原油中生產芳族化合物的方法和裝置。
背景技術：
：原油用作發動機燃料和石油化工工業原料的主要來源。原油的質量或經濟價值是由原油的清潔度和輕質度來確定的。清潔度是指具有低含量的雜質，例如硫、金屬、瀝青質。輕質度是指輕餾分和中間餾分的濃度。中間餾分通常被定義為沸點在175℃和370℃之間的柴油范圍的烴，這取決于該國和煉油廠的柴油燃料的規格。輕餾分通常被定義為沸點比中間餾分的沸點低的石腦油范圍的烴。提質加工的方法用于通過使原油和其它烴流經受各種化學反應來清潔和輕質化原油和其它烴流。有許多提質加工的方法，其中許多方法是設計用于特定粗餾分，如真空瓦斯油或減壓渣油。原油由各種類型的分子的混合物組成，其包括烷烴、烯烴、芳族化合物和環烷烴。根據沸點，可以將原油分離成氣體、石腦油、煤油、柴油、真空瓦斯油(VGO)和減壓渣油(VR)。可用烴溶劑(如正庚烷)將原油分離成軟瀝青和瀝青質。主要集中在減壓渣油中的瀝青質是最通常被認為是由非芳族網絡連接的芳族核心簇。該結構包括雜原子(如硫、氮和氧)和金屬。由于存在的組分的數量，原油或提質加工的油流的精確組成是未知的。也不能基于原油的來源或提質加工反應的性質來預測組成。來自經歷提質加工反應的一個來源的原油具有的產物組成與來自經歷相同提質加工反應的第二來源的原油不同。相反，如果相同的原油經受不同的脫硫過程，則經受旨在使油脫硫的提質加工反應的原油將具有不同的組成。不能知道原油的組成導致使用其他測量作為將油分類的方式。一種分類是沸騰曲線分析，其中測量餾分的確定體積百分比的溫度。例如，T95是蒸餾塔中95％的餾分被蒸發的溫度。盡管T95是與末端沸點(EBP)相關的概念，但是T95提供了更具代表性的值，因為微量的大分子的存在能夠使EBP非常高。然后，該點(即T95)可以與其他工業開發的性能測量(例如比重、分子量、粘度和API值)相關。提質加工反應可以用于在產物中優先產生某些組分。一組這樣的目標組分是芳族化合物。芳族化合物在工業應用中的重要性日益增加。例如，將芳族化合物與汽油混合產生具有高辛烷值的調和汽油。苯、甲苯和二甲苯是用于各種塑料、合成橡膠和纖維中的三種芳族化合物。這些芳族化合物統稱為BTX，通過某些提質加工反應(如蒸汽裂化或流化催化裂化工藝或重整工藝)來優先產生這些化合物。大多數烯烴(特別是乙烯和丙烯)通過這種熱工藝產生。在蒸汽裂化工藝中，在不存在催化劑的情況下，將石腦油裂化以產生烯烴、芳族化合物和其它烴。蒸汽用作稀釋劑，以降低反應物的濃度和固體焦炭的產生。可以設計蒸汽裂化工藝以優先產生烯烴。蒸汽裂化還能夠產生可包含70重量％的芳族化合物的裂解汽油。裂解汽油可以調和在汽油池中或進行進一步處理。蒸汽裂解產生的焦炭作為該工藝的副產物。另一種熱工藝是流化催化裂化(FCC)工藝。在FCC工藝中，重質烴(如真空瓦斯油和減壓渣油)被轉化成輕質烴(包括烯烴、汽油和柴油)。在煉油廠使用FCC工藝來生產具有高辛烷值的汽油和輕質循環油(LCO)柴油餾分。重質循環油(HCO)是用于燃料油的混合物，因為該混合物降低了燃料油的粘度。FCC工藝使用催化劑(可以配制催化劑以優先產生某些反應產物)，但是催化劑昂貴并且遭受失活，從而需要在單獨的再生單元中再活化以保持生產率。另外，FCC單元產生不期望的重質產物，例如漿料油和焦炭。在重整工藝中，由于芳族化合物含量增加，直餾石腦油轉化為具有高辛烷值的汽油調合油。在大量外部氫氣供給的存在下，使用用于脫氫環化、芳構化、環化和脫氫反應的催化劑來增加芳族化合物含量。除了烴產物之外，重整工藝還產生氫氣。通常，來自重整工藝的重整產物含有約50重量％的芳族化合物。與FCC工藝類似，重整工藝中的催化劑昂貴并且易于通過焦化而失活。焦化可以隨著工藝或原料性質和條件的輕微波動而發生。由于催化劑的昂貴性，需要再生單元來再活化廢催化劑。目前正在越來越多地探索在超臨界水存在下的化學反應，例如超臨界水氧化和超臨界水水解工藝。超臨界水用作稀釋劑(其減少了基團間反應和焦炭的產生)，并且用作氫的來源。因此，由于提質加工而不需要外部供應氫氣的能力，超臨界水顯示出作為反應介質的潛力。此外，超臨界水可以加速某些組的反應(例如裂化)，這降低了反應器尺寸。超臨界水顯示出減少焦炭產生的高選擇性。超臨界水是使用催化劑的替代方案，因為許多催化劑在超臨界水條件下不穩定。在超臨界水存在下的提質加工反應進行自由基鏈式反應。由于超臨界水中存在的熱能，預期許多上述鍵在引入超臨界水反應器之后會立即裂開。碳-雜原子鍵(如碳-硫鍵，其包括硫醇和硫化物)、碳-氮鍵、碳-金屬鍵和弱的碳-碳鍵容易斷裂并產生自由基。斷裂鍵的自由基引發自由基鏈式反應。分子上的自由基增長到其他分子，導致分子的分子結構的重排，以實現裂化、低聚、異構化、脫氫、環化、芳構化和其它反應。提質加工反應的順序和產物的性質對反應器的操作條件敏感，因此難以預測。芳族化合物，特別是諸如苯、甲苯和二甲苯(BTX)之類的輕質芳族化合物是自身抑制劑。即，自由基由于芳族化合物結構的離域導致自由基濃度的降低和終止步驟的增加。超臨界水反應中的BTX的主要來源被認為是具有帶有烷烴鏈的單個芳族核的重質芳族化合物。這些重質芳族化合物濃縮在瀝青質餾分中(例如在減壓渣油中)。烷烴的脫氫環化和環烷烴的脫氫也產生BTX，但是因為反應網絡的復雜性和競爭反應路線(如裂化)的存在，所以其量較少。一旦產生了富含芳族化合物的產物流，可以通過蒸餾或通過溶劑萃取來分離BTX。溶劑萃取對于具有低芳族化合物含量的流不起作用，因此在一些情況下，在萃取單元之前需要將BTX濃縮在20體積%和65體積%之間。蒸餾利用的是烴化合物之間的沸點差異，其中石腦油餾分的沸點范圍在39℃和200℃之間。溶劑萃取或液-液萃取是一種這樣的方法，其中，基于化合物在溶劑中的溶解度與其余液體的溶解度相比的差異，使用溶劑從液體中分離該化合物。技術實現要素：本發明涉及用于從原油中生產芳族化合物的方法和裝置。更具體地說，本發明涉及用超臨界水作為反應介質從原油中生產芳族化合物的方法和裝置。在本發明的一個方面中，提供了一種用于在超臨界水的存在下從烴源生產芳族化合物的方法。該方法包括以下步驟：將加壓預熱的水流與加壓預熱的石油原料混合以產生聯合流，其中所述加壓預熱的水流和所述加壓預熱的石油原料處于高于水的臨界壓力的壓力下，其中將所述加壓預熱的水流加熱至高于水的臨界溫度的溫度，其中將所述加壓預熱的石油原料加熱至10℃至300℃之間的溫度；將所述聯合流供給至超臨界水反應器以產生改性流，其中所述超臨界水反應器沒有外部氫氣的供應，其中所述超臨界水反應器沒有催化劑；在反應器冷卻器中冷卻所述改性流以產生冷卻流，其中將所述冷卻流冷卻至低于200℃的溫度；在減壓器中對所述冷卻流進行減壓以產生減壓流，所述減壓流包含水、芳族化合物、氣體和其它烴，其中所述減壓流的壓力在0.05MPa至2.2MPa之間；以及在汽-液分離器中分離所述減壓流以產生蒸汽流和液體流，所述蒸汽流包含一定量的水，其中所述一定量的水為存在于所述減壓流中的水。該方法還包括以下步驟：在冷凝器中冷凝所述蒸汽流以產生冷凝流；在輕質分離器中將所述冷凝流分離成水回收流和輕質產物回收流，其中所述輕質產物回收流包含芳族化合物；以及在提取單元中從所述輕質產物回收流中提取所述芳族化合物以產生芳族提取物流和輕質產物流。該方法還包括以下步驟：在重質減壓器中將所述液體流減壓以產生減壓液體流，其中所述減壓液體流的壓力低于1MPa；在重質分離器中將所述減壓液體流分離成提質加工的產物流和底部水流，其中所述提質加工的產物流包含相對于所述加壓預熱的石油原料提質加工的烴；以及將所述提質加工的產物流的一部分作為再循環產物再循環到所述加壓預熱的石油原料中。在本發明的某些方面中，所述再循環產物與產物流以1:1的比例分流。在本發明的某些方面中，所述超臨界水反應器為兩級反應器，所述兩級反應器包括第一級和第二級，其中所述第一級的停留時間與所述第二級的停留時間的比值在1.2:1和20:1之間。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的所述第一級和所述第二級之間的溫度差在5℃和100℃之間。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的第一級為上流式反應器。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的第二級為下流式反應器。在本發明的某些方面中，所述芳族提取物流包含苯、甲苯和二甲苯。在本發明的某些方面中，與所述加壓預熱的石油原料相比，所述改性流具有更高含量的芳族化合物和更低含量的雜質。在本發明的某些方面中，所述蒸汽流中的水的量為存在于所述減壓流中的水的大于90重量％。在本發明的第二方面中，提供了一種用于在超臨界水的存在下從烴源中生產芳族化合物的方法。所述方法包括以下步驟：將加壓預熱的水流與加壓預熱的石油原料混合以產生聯合流，其中所述加壓預熱的水流和所述加壓預熱的石油原料處于高于水的臨界壓力的壓力下，其中將所述加壓預熱的水流加熱至高于水的臨界溫度的溫度，其中將所述加壓預熱的石油原料加熱至10℃至300℃之間的溫度；將所述聯合流供給至超臨界水反應器以產生改性流，其中所述超臨界水反應器沒有外部氫氣的供應，其中所述超臨界水反應器沒有催化劑；在反應器冷卻器中冷卻所述改性流以產生冷卻流，其中將所述冷卻流冷卻至低于200℃的溫度；在減壓器中對所述冷卻流進行減壓以產生減壓流，所述減壓流包含水和提質加工的烴，其中所述減壓流的壓力在0.3MPa至2.2MPa之間；以及在汽-液分離器中分離所述減壓流以產生蒸汽流和液體流，其中所述液體流包含所述水和所述提質加工的烴。該方法還包括以下步驟：在重質減壓器中分離所述液體流以產生石油回收流和水回收流；在蒸餾塔中分離所述石油回收流以產生輕質產物回收流和提質加工的產物流，其中所述輕質產物回收流包含芳族化合物，并且其中所述提質加工的產物流包含所述提質加工的烴，與所述加壓預熱的石油原料相比，所述提質加工的產物流具有更高的API比重、更低的硫含量和更低的金屬含量；在提取單元中提取所述輕質產物回收流以產生輕質產物流和芳族提取物流；將所述輕質產物流與所述提質加工的產物流混合以產生混合產物流；以及將所述混合產物流的一部分作為再循環產物再循環到所述加壓預熱的石油原料中。在本發明的某些方面中，所述再循環產物與產物流以1:1的比例分流。在本發明的某些方面中，所述超臨界水反應器為兩級反應器，所述兩級反應器包括第一級和第二級，其中所述第一級的停留時間與所述第二級的停留時間的比值在1.2:1和20:1之間。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的所述第一級和所述第二級之間的溫度差在5℃和100℃之間。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的第一級為上流式反應器。在本發明的某些方面中，所述兩級反應器的第二級為下流式反應器。在本發明的某些方面中，所述芳族提取物流包含苯、甲苯和二甲苯。在本發明的某些方面中，與所述加壓預熱的石油原料相比，所述改性流具有更高含量的芳族化合物和更低含量的雜質。在本發明的某些方面中，所述蒸汽流中的水的量為存在于所述減壓流中的水的大于90重量%。附圖簡要說明結合以下說明書、權利要求和附圖而言，能夠更好地理解本發明的這些和其它特征、方面和優點。然而，應當指出的是，附圖僅僅解釋發明的幾個實施方案，因此不應當認為是對本發明范圍的限制，因為其認可其它等效的實施方案。圖1提供了根據本發明的對烴原料提質加工的方法的一個實施方案的工藝圖。圖2提供了根據本發明的對烴原料提質加工的方法的第二實施方案的工藝圖。圖3提供了用于模擬本發明的工藝的模型工藝圖。發明詳述雖然為了說明的目的，以下詳細描述包含許多具體細節，但是應當明白，本領域的普通技術人員將會理解，對以下細節的多個例子、變型和改變都在本發明的范圍和實質內。因此，本文所述的并以附圖形式提供的發明的示例性實施方案是在要求保護的發明下、不喪失一般性、并且不強加限制的條件下進行闡述的。參考圖1和圖2，提供了用于在超臨界水的存在下從烴源中生產芳族化合物的方法的實施方案。將石油原料102與再循環產物146混合以產生混合的石油原料104。石油原料102可以來自任何烴源。用于石油原料102的示例性的烴源包括：全餾分原油、蒸餾原油、殘油、拔頂原油、來自煉油廠的產物流、來自蒸汽裂解工藝的產物流、液化煤、從油或焦油砂中回收的液體產物、瀝青、油頁巖、瀝青質、生物質碳氫化合物等。在石油原料泵2中，將混合的石油原料104加壓以產生加壓石油原料106。加壓石油原料106的壓力大于約22.064MPa、或者在約22.1MPa至約31.9MPa之間、或者在約22.9MPa和約31.1MPa之間。在本發明的至少一個實施方案中，加壓石油原料106的壓力為25.0MPa。水的臨界壓力為22.064MPa。在石油原料預熱器4中，將加壓石油原料106加熱以形成預熱的石油原料108。預熱的石油原料108的溫度在約10℃和約300℃之間、或者在約50℃和250℃之間、或者在約50℃和250℃之間、或者在約50℃和200℃之間、或者在約50℃和150℃之間、或者在約50℃和約100℃之間、或者在約100℃和約200℃之間、或者在約150℃和約250℃之間、或者在約200℃和約300℃之間。在本發明的至少一個實施方案中，預熱石油原料108的溫度為60℃。示例性的石油原料預熱器4包括天然氣燃燒加熱器、熱交換器和電加熱器。在某些實施方案中，在稍后的工藝中，在交叉交換操作中用熱交換器對加壓石油原料106進行加熱。水流110可以是電導率小于約10.0μmhos/cm的任何水源。示例性水流110包括軟化水、蒸餾水、鍋爐給水和去離子水。在本發明的至少一個實施方案中，水流110是鍋爐給水流。在水泵6中對水流110加壓以產生加壓水流112。加壓水流112的壓力大于約22.064MPa、或者在約22.1MPa和約31.9MPa之間、或者在約22.9MPa和約31.1MPa之間。在本發明的至少一個實施方案中，加壓水流112的壓力為25.0MPa。水的臨界壓力為22.064MPa。在水預熱器8中將加壓水流112加熱以產生預熱水流114。預熱水流114的溫度大于約374℃、或者在約374℃和約600℃之間、或者在400℃和約550℃之間、或者在約400℃和約450℃之間、或者在450℃和約500℃之間、或者在約500℃和約550℃之間、或者在約550℃和約600℃之間。在本發明的至少一個實施方案中，預熱水流114的溫度為520℃。水的臨界溫度為373.946℃。示例性水預熱器8包括天然氣燃燒加熱器、熱交換器和電加熱器。在某些實施方案中，在稍后的工藝中，在交叉交換操作中用熱交換器來對加壓水流112進行部分加熱。在本發明的至少一個實施方案中，在與改性流118的交叉交換操作中，對加壓水流112進行部分加熱。預熱水流114是超臨界水，即高于臨界溫度和臨界壓力、或臨界點的水。在臨界溫度和壓力之上，水的液相和氣相邊界消失，并且流體具有流體和氣體物質的特性。超臨界水能夠溶解有機溶劑等有機化合物并且具有優異的擴散性(如氣體一樣)。溫度和壓力的調節使得超臨界水的性質連續“調節”成更加像液體或氣體。與液相亞臨界水相比，超臨界水具有降低的密度和更低的極性，從而大大地擴大了能夠在水中進行的化學的可能范圍。超臨界水具有各種意想不到的性質，并且其達到超臨界邊界。超臨界水對有機化合物具有非常高的溶解度并且與氣體具有無限的混溶性。此外，可以由超臨界水通過籠效應(即，一個或多個水分子圍繞自由基，然后防止自由基相互作用的條件)來穩定自由基。據認為自由基的穩定化有助于防止基團間縮合，從而減少本發明中的焦炭總產量。例如，焦炭生產可以是基團縮合的結果。在某些實施方案中，超臨界水通過蒸汽重整反應和水煤氣變換反應產生氫氣，然后可用于提質加工反應。在進料混合器10中，將預熱的水流114和預熱的石油原料108混合以產生聯合流116。進料混合器10可以是任何類型的能夠將預熱的水流114和預熱的石油原料108混合的混合裝置。在本發明的至少一個實施方案中，進料混合器10為在線混合器。聯合流116具有由水流110的體積流速(ν110)與石油原料102的體積流速(ν102)的比表示的水與烴的比。ν110與ν102的比在約10:1至約1:10的范圍內、或者約5:1至約1:5、或者小于4:1、或者小于3:1、或者小于2:1。在本發明的至少一個實施方案中，ν110與ν102的比為1.4/1。在本發明的至少一個實施方案中，ν110與ν102的比為2.5/1。將聯合流116進料至反應器12。反應器12是超臨界水反應器，在沒有外部提供的氫氣且沒有催化劑的情況下，其使用超臨界水作為用于提質加工反應的反應介質。改性流118中的反應產物取決于石油原料102的組成、ν110和ν102的比以及反應器12的操作溫度。反應器12的操作溫度影響能夠對提質加工反應產生自由基抑制的芳族自由基的存在。超臨界水增加了提質加工反應產生BTX的可能性。BTX通過捕獲自由基和防止自由基鏈反應來抑制提質加工反應。BTX的產生隨著溫度的增加而增加。BTX作為抑制劑的傾向隨著溫度的升高而降低。在來自反應器12的精確產物混合物中，溫度起著重要作用。溫度還影響反應器12中焦炭的產生。焦化物是提質加工反應的不期望的副產物。提高溫度增加焦炭產量。減少焦化的一種方法是確保烴(特別是瀝青質部分)與超臨界水的混合。壓力影響水的密度。在25MPa下，400℃下的水的密度為166.54kg/m3，而450℃下的密度為108.98kg/m3。這種密度變化可能影響超臨界水和烴的混合能力。減少焦化的第二種方法是確保反應混合物中存在足夠量的稀釋劑。當芳族化合物和BTX存在時，其充當稀釋劑。在本發明的至少一個實施方案中，聯合流116在不存在用作稀釋劑的量的BTX或芳族化合物。在本發明的至少一個實施方案中，超臨界水在反應器12中作為稀釋劑。反應器12可以是單級、兩級或三級反應器。在多級反應器(例如兩級或三級反應器中)，來自第一級的流出物流是進入第二級的進料流。反應器12的每一級的操作溫度大于約374℃、或者在約374℃至約600℃之間、或者在約380℃至約420℃之間、或者在約390℃至約450℃之間、或者在400℃和約550℃之間、或者在約400℃和約450℃之間、或者在450℃和約500℃之間、或者在約500℃和約550℃之間、或者在約550℃和約600℃之間。反應器12的每一級的停留時間在約1秒至約120分鐘之間、或者在約30秒至約20分鐘之間、或者在1分鐘至約10分鐘之間、或者在約5分鐘至約15分鐘之間、或者在約8分鐘至約12分鐘之間、或者在約10分鐘至約20分鐘之間、或者在約20分鐘至30分鐘之間、或者在約30分鐘至40分鐘之間、或者在約40分鐘至50分鐘之間、或者在約50分鐘至60分鐘之間、或者在約60分鐘至90分鐘之間、或者在約60分鐘至120分鐘之間。反應器12的每一級的流動方向可以是上流動或下流。在本發明的至少一個實施方案中，反應器12是具有400℃的操作溫度、10分鐘的停留時間和上流流動方向的單級反應器。在多級反應器中，第一級與后續級的停留時間的比為使得在第一級中的停留時間長于在任何后續級中的停留時間。第一級與后續級的停留時間的比在約1.2:1至約20:1之間、或者在約2:1至約10:1之間、或者在約2:1至約6:1之間。在優選的實施方案中，反應器12是兩級反應器，其中每一級具有不同的操作溫度和不同的停留時間。在兩級反應器中，反應器12的第一級和第二級之間的溫度差在約5℃和約100℃之間、或者在約10℃和約50℃之間、或者在約20℃約40℃之間。在本發明的至少一個實施方案中，反應器12的第一級和第二級之間的溫度差為30℃。在本發明的至少一個實施方案中，反應器12是第一級與第二級相比具有更長停留時間的兩級反應器。在低于420℃的溫度下，反應器12的第一級提供聯合流116的混合。提質加工反應從進入第一級就開始，但是焦化最小化了。反應器12的第二級處于高于420℃的溫度，增加的溫度增加了BTX的產生同時減少了由BTX引起的抑制。關于BTX生產，使用兩級平衡BTX生產和BTX抑制。在第二級中較短的停留時間使焦化產生最小化。在本發明的優選實施方案中，反應器12是兩級反應器，其中第一級具有400℃的操作溫度和上流流動方向，第二級具有430℃的操作溫度和下流流動方向，并且第一級與第二級的停留時間的比值為4：1。反應器12出口是改性流118。在反應器冷卻器14中，將改性流118冷卻以產生冷卻流120。冷卻流120的溫度為約10℃至約200℃之間、或者為約30℃至約120℃之間、或者約50℃至約100℃之間。在本發明的至少一個實施方案中，冷卻流120的溫度為60℃。示例性反應器冷卻器14包括熱交換器、蒸汽發生器或交叉交換器。在本發明的至少一個實施方案中，反應器冷卻器14是用來自改性流118的熱量來加熱加壓水流112的交叉交換器。本領域技術人員將理解，可使用交叉交換熱交換器在系統內提供能量回收。在減壓器16中，降低冷卻流120的壓力以形成減壓流122。減壓流122的壓力在約0MPa和約2.2MPa之間、或者在約0.05MPa和約1.2MPa之間、或者在約0.05MPa和約1.0MPa之間、或者在約0.1MPa和約0.5MPa之間。在本發明的至少一個實施方案中，減壓流122的壓力為0.1MPa。減壓器16可以是任何類型的能夠降低冷卻流120的壓力的減壓裝置。適于使用減壓器16的示例性裝置包括壓力控制閥和毛細管型壓力調節裝置。改性流118、冷卻流120和減壓流122含有水、芳族化合物(BTX)和其它烴。減壓流122還包含氣體(例如二氧化碳)。與石油原料102相比，改性流118、冷卻流120和減壓流122具有更高的芳族化合物含量和更低的雜質含量。減壓流122中的烴的沸點范圍比存在于石油原料102中的烴的沸點范圍低。存在于改性流118、冷卻流120和減壓流122中的水的質量分數取決于反應器12中的操作條件、水流110的流速和聯合流116中的水與烴的進料比。將減壓流122供給到汽-液分離器18。汽-液分離器18將減壓流122分離成蒸汽流124和液體流136。汽-液分離器18是氣-液分離器。可用于汽-液分離器18的示例性分離器包括閃蒸鼓、閃蒸塔、多級塔、汽提式塔。考慮到對蒸汽流124和液體流136進行的處理步驟，調節反應器冷卻器14、減壓器16和汽-液分離器18的操作條件。反應器冷卻器14、減壓器16和汽-液分離器18的操作條件影響蒸汽流124和液體流136中的總量和組成。參考圖1，提供了本發明的一個實施方案，該實施方案對蒸汽流124具有附加處理步驟。蒸汽流124含有一定量的水，該一定量的水為存在于減壓流122中的水。存在于蒸汽流124中的水的量為存在于減壓流122中的水的大于約90重量％、或者為存在于減壓流122中的水的大于約92重量％、或者為存在于減壓流122中的水的大于約95重量％、或者為存在于減壓流122中的水的大于約97重量％、或者為存在于減壓流122中的水的大于約99重量％。控制汽-液體分離器18的操作條件以調節蒸汽流124中存在的水的量。在本發明的至少一個實施方案中，減壓流122的壓力為96psig(0.662MPa)，汽-液分離器18的溫度為167℃并且存在于蒸汽流124中的水的量為存在于減壓流122中的水的大于95重量％。存在于蒸汽流124中的水的質量分數還取決于水流110的流速和進入反應器12的聯合流116中的水與烴的進料比。蒸汽流124包含存在于減壓流122中的BTX以及其它輕質烴。如本文所使用的，將輕質烴定義為沸點低于320℃、或者低于280℃的烴。在本發明的至少一個實施方案中，蒸汽流124具有比減壓流122更高的BTX濃度。在冷凝器20中，將蒸汽流124冷卻以產生冷凝流126。將冷凝流126進料至輕質分離器22中，該分離器22將冷凝流126分離成烴(在輕質產物回收流130中)和水(在水回收流128中)。不受特定理論的束縛，冷凝流126中不存在重質烴促進了輕質分離器22中烴與水的分離。水回收流128可以再循環到工藝的前部，可以在不同的工藝單元中使用，可以被處理以供進一步使用，可以被處理廢棄或者可以被存儲。將輕質產物回收流130供入到溶劑萃取單元24。輕質產物回收流130含有至少約1.0體積％的BTX、或者至少約0.5體積％的BTX、或者至少約0.1體積％的BTX。溶劑萃取單元24將輕質產物回收流130分離成芳族提取物流132和輕質產物流134。在本發明的至少一個實施方案中，將輕質產物回收流130供給到溶劑萃取單元24上游的蒸餾單元，以增加供給至溶劑萃取單元24中的流中的BTX濃度。在本發明的至少一個實施方案中，因為在汽-液分離器18中發生分餾，所以該工藝不存在蒸餾塔。在本發明的至少一個實施方案中，將芳族提取物流132送至處理單元以進一步純化BTX。用來純化BTX的處理單元可以用于本領域技術人員已知的用于處理BTX的任何方法。在本發明的至少一個實施方案中，將輕質產品流134與其它提質加工的烴流混合。在重質減壓器26中，對液體流136減壓以產生減壓液體流138。減壓液體流138處于小于約1.0MPa、優選小于約0.1MPa的壓力下。將減壓液體流138供給至重質分離器28，以將減壓液體流138分離烴(在提質加工產物流142中)和水(在底部水流140中)。底部水流140可以再循環到工藝的前部，可以在不同的工藝單元中使用，可以被處理以供進一步使用，可以被處理廢棄或者可以被存儲。在下一階段之前，可以將底部水流140與水回收流128合并。在循環三通30中，將提質加工的產物流142分離成多個流。與石油原料102相比，提質加工的產物流142具有更低的瀝青質、金屬、硫和氮的總含量。在本發明的至少一個實施方案中，提質加工的產物流142具有比石油原料102更高的雜質濃度。將再循環產物146再循環到該工藝的開始以與石油原料102混合。再循環產物146包含存在于石油原料102中的未轉化的烴。在本發明的至少一個實施方案中，再循環產物146包含提質加工的烴。在本發明的至少一個實施方案中，再循環產物146比石腦油重。在本發明的至少一個實施方案中，再循環產物146比石油原料102含有更少的芳族化合物(包括BTX)。在本發明的至少一個實施方案中，與石油原料102相比，再循環產物146不含芳族化合物(包括BTX)。產物流144可以被進一步處理，可以被送到提質加工的油藏，或者可以被處理以用于現場轉移。參考圖2，在本發明的至少一個實施方案中，蒸汽流124不進行進一步處理以回收烴。蒸汽流124可以被處理廢棄或者被處理以回收水。將液體流136進給到重質分離器28，該重質分離器28將液體流136分離成石油回收流200和水回收流128。重質分離器28是任何類型的能夠從水中分離存在于液體流136中的烴的油水分離器。重質分離器28可以是兩相或三相分離器。在本發明的至少一個實施方案中，重質分離器28是三相汽-油-水分離器。適合用作重質分離器28的示例性油-水分離器包括多級沉降容器、重力分離器和聚結器。與比石油原料102相比，石油回收流200具有更高的API比重、更低的硫含量、更低的金屬含量和更高的輕質和中間餾分。正如參考圖1所描述的，對水回收流128進行處理。將石油回收流200供給至蒸餾塔40。蒸餾塔40將石油回收流200分離以產生輕質產物回收流130和提質加工產物流142。調節蒸餾塔40以獲得輕質產物回收流130，該輕質產物回收流130的T95在約150℃和約300℃之間、或者在約180℃和約220℃之間。在本發明的優選實施方案中，T95為200℃。與石油原料102相比，提質加工的產物流142具有更高的API比重、更低的硫含量和更低的金屬含量。將輕質產物回收流130供給至溶劑萃取單元24。溶劑萃取單元24將輕質產物回收流130分離成輕質產物流134和芳族提取物流132。溶劑萃取單元24可以是任何市售可得的萃取單元或工藝，該萃取單元或工藝從工藝流中分離苯、甲苯和二甲苯(BTX)。在本發明的替代實施方案中，溶劑萃取單元24可以是另一類型的BTX分離器，例如共沸蒸餾器、吸附器和萃取蒸餾器。在本發明的至少一個實施方案中，將芳族提取物流132供給至BTX分餾單元以回收在溶劑萃取單元24中使用的溶劑。在產物混合器42中，將輕質產物流134和提質加工的產品流142混合以產生混合產物流202。在循環三通30處將混合產物流202被分離成再循環產物146和產物流144。將再循環產物146供給至該工藝的開始以與石油原料102混合。再循環產物146包含存在于石油原料102中的未轉化的烴。在本發明的至少一個實施方案中，再循環產物146包含提質加工的烴。在本發明的至少一個實施方案中，再循環產物146比石腦油重。在本發明的至少一個實施方案中，與石油原料102相比，再循環產物146含有更少的芳族化合物(包括BTX)。在本發明的至少一個實施方案中，與石油原料102相比，再循環產物146不含芳族化合物(包括BTX)。相對于石油原料102，產物流144為提質加工的油流。與石油原料102相比，產物流144具有更低的瀝青質、金屬、硫和氮的總含量。在本發明的至少一個實施方案中，與石油原料102相比，產物流144具有更高的雜質濃度。可以將產物流144供給至精煉廠或其它處理單元。在某些實施方案中，本發明提供了通過特別排除使用外部氫氣的供給且還特別排除使用反應用催化劑的工藝，利用超臨界水對烴源(例如石油原料102)進行提質加工的方法。該提質加工反應獲得了提質加工的烴產物，該提質加工的烴產物具有增加的芳烴產量，降低的焦炭產生和/或顯著去除的雜質(例如含有硫、氮和金屬的化合物)。一般來說，由于經濟和安全考慮，避免使用氫氣用于水熱法。此外，在石油產品中，本文所述的方法實現了各種其它改進，包括更高的API比重、更高的輕質餾分產率、更高的中間餾分產率(與原料和可比較的提質加工方法中存在的中間餾分相比)，以及存在于石油原料102中的不飽和化合物的氫化。例子例1。實施例1提供了如參考圖3所述的本發明的實施方案的模擬模型。該模型模擬了全餾分阿拉伯重質原油烴源，因為以20,000桶/天的體積流速來自石油儲存器52的混合石油原料104在石油原料泵2中被加壓到3611psig(24.9MPa)的壓力，以產生加壓石油原料106。在石油原料預熱器4中將加壓石油原料106預熱至50℃的溫度以產生預熱石油原料108。以20,000桶/天的體積流速來自水儲存器50的水流110在水泵6中加壓至3611psig(24.9MPa)的壓力，以產生加壓水流112。首先在交叉交換器操作中用改性流118將加壓水流112預熱，以產生加熱水流300。在水預熱器8中進一步將加熱水流300加熱以產生預熱水流114。在進料混合器10中將預熱石油原料108和預熱水流114混合以形成聯合流116。控制水預熱器8的出口溫度，使得聯合流116的溫度為368℃。將聯合流116供給至反應器12(超臨界水反應器)中。反應器12采用了兩個串聯的反應區。第一反應區具有400℃的內部溫度和4分鐘的停留時間。第二反應區具有430℃的內部溫度和1分鐘的停留時間。通過反應器冷卻器14，將反應器12流出物或改性流118冷卻至220℃，壓降為611psig(4.21MPa)。在減壓器16(如壓力控制閥所模擬)中進一步將冷卻流120中的壓力減小至96psig(0.662MPa)。在汽-液分離器(閃蒸罐)18中將減壓流122分離，產生蒸汽流124和液體流136。在三相分離器(輕質分離器22和重質分離器28)中進一步分離兩種流。將來自輕質分離器22的輕質產物回收流130供給至蒸餾塔40中。將破乳劑加入重分離器28中以加速油和水的分離，由于存在重質組分(如瀝青質)，所以加入破乳劑是必需的。將產物餾分314從蒸餾塔40中引出并在溶劑萃取單元24中進行溶劑萃取工藝。總工藝產生四種產物流：回收的提質加工產物流330、回收的蒸汽310、回收的水320和芳族提取物流132。通過循環三通30使提質加工的產物流142(來自重分離器28的油餾分)部分再循環到石油儲存器52，以作為再循環產物146與全餾分原油混合。回收的提質加工產物流330是來自蒸餾塔40的塔底產物流324、輕質產物流134(來自溶劑萃取單元24的萃余液流)和產物流144(提質加工的產物流142中未再循環的部分)的混合物。回收的蒸汽310是來自蒸餾塔40的頂部蒸汽304、來自輕質分離器22的輕質蒸汽流302和來自重質分離器28的重質蒸汽流306的混合物。回收水320是來自輕質分離器22的水回收流128和來自重質分離器28的底部水流140的混合物。最后，來自溶劑萃取單元24的溶劑萃取工藝的芳族提取物流132含有在反應器12的反應區中產生的大部分苯、甲苯和二甲苯(BTX)。表1示出了所選擇的流的性質。表2示出了所選擇的流的其他性質。表3示出了所選擇的流的所選擇的組分。結果表明，來自汽-液分離器18的蒸汽流124含有的水是改性流118中存在的水的95％。通過ASTMD86方法測量的蒸汽流124中含有的烴餾分的達到95體積％的蒸餾點(T95％)為252℃。通過ASTMD86方法測量的液體流136中含有的烴餾分達到5體積％的蒸餾點(T5％)為256℃。這些結果表明蒸汽流124僅具有輕質烴。不存在重質分子使得油-水分離更簡單。該結果還顯示，改性流118中的約92重量％的甲苯在來自輕質分離器22的輕質產物回收流130中，從而使得來自蒸餾塔40的產物餾份314中達到44重量％的甲苯濃度。再循環產物146比石腦油更重。表1.各種流的條件表2.所選流的代表性性質流102流330流146質量流量(kg/hr)1179666568647190相對質量流量100％56％40％API比重273325TBP5％(℃)5967210TBP10％(℃)99155239TBP30％(℃)228220332TBP50％(℃)361313424TBP70％(℃)501438516TBP90％(℃)695601648TBP95％(℃)777651684表3.所選擇的流的所選擇的組分質量流量(kg/hr)流102流122流132苯466910甲苯381991913對二甲苯7410992間二甲苯163245207鄰二甲苯130188145例2.比較例.例2使用與例1相同的模擬模型和輸入，但具有一個明顯的區別。在例2中反應器12的設置不同，具體而言，第二反應區具有400℃的內部溫度和1分鐘的停留時間。表4示出了所選擇的流的所選擇的組分。表5表明流132中的苯、甲苯和二甲苯的含量對反應器12的操作條件敏感。表4.所選擇的流的所選擇的組分的比較例質量流量(kg/hr)流102流122流132苯46492甲苯381661603對二甲苯749178間二甲苯163189163鄰二甲苯130145120表5.芳族提取物流的比較質量流量(kg/hr)例1例2苯102甲苯913603對二甲苯9278間二甲苯207163鄰二甲苯1451201000的總BTX1367966例3.通過獨立的計量泵，分別以0.96升/小時和0.62升/小時的速率泵送去離子水和全餾分阿拉伯重質原油(在60°F下的API比重＝26.5℃)。通過獨立的電加熱器分別將加壓水和原油預熱到513℃和50℃。通過三通裝置將兩個預熱流合并。第一反應器具有1升的內體積和葉輪型攪拌器以增強水和油的混合。第二反應器也具有0.25升的內體積和葉輪型攪拌器。對于第一和第二反應器，分別將反應器的溫度設定為400℃和430℃。通過雙管式熱交換器將反應器流出物冷卻至低于50℃。通過背壓調節器將流減壓至大氣壓。通過使用離心機將產物分離成水和油，并通過蒸餾和氣相色譜分析油產物。進料原油和產物油中包含的甲苯的量為0.33重量％和0.86重量％。甲苯量的增加為約2.6倍。例4.作為比較例，將反應器溫度設定為400℃。其它操作條件相同。在這種情況下，進料原油和產物油中包含的甲苯的量為0.33重量％和0.65重量％。甲苯量的增加為約2.0倍。雖然已經詳細描述了本發明，但應該理解對其可以做出各種改變、替代和修改而不背離本發明的原則和范圍。因此，本發明的范圍應該由以下權利要求和它們適當的法律意義等同物確定。沒有數量指示的單數形式指稱物包括多個指稱物，除非上下文另有明確指示。任選的或任選地是指隨后描述的事件或情況可以出現或可以不出現。所述描述包括所述事件或情況發生的情況和不發生的情況。范圍在本文中可以表示為從大約一個特定值和/或到大約另一個特定值。當表示這樣的范圍時，要理解另一種實施方式是從所述一個特定值和/或到另一個特定值，以及在所述范圍內的所有組合。在本申請中，當引用專利或專利申請公開時，這些文獻的公開內容全部以引用的方式并入本申請中，以便更充分地描述與本發明相關的現有技術，除非這些文獻與本文所述內容相抵觸。當前第1頁1 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