CN103380102A - 联合轻烯烃分离/裂化方法 - Google Patents

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Abstract

提供了用于制备烃的系统和方法。所述方法可以包括将包括烯烃和链烷烃的烃分离，以产生包括约70%或更多的烯烃的富烯烃的烃和包括约70%或更多的链烷烃的富链烷烃的烃。所述方法还可以包括在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包括约20wt.%或更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化所述富烯烃的烃的至少一部分。

Description

联合轻烯烃分离/裂化方法
相关申请的交叉引用
本申请要求于2010年12月23日递交的序列号为12/978,079的美国专利申请的优先权，将其引入本文作为参考。
背景
领域
在本文中所描述的实施方案一般地涉及处理烃的系统和方法。更特别地，这样的实施方案涉及在流化催化裂化系统中处理链烷烃/烯烃混合物的系统和方法。
相关技术的描述
流化催化裂化（“FCC”）系统将原料烃转化成一种或多种产品。一种这样的FCC系统将富烯烃的烃流主要转化成丙烯，具有大量的乙烯和芳香汽油副产品。在这样的FCC系统中，烯烃经历高的转化水平，而链烷烃的转化基本上较低。一般地，将未经转化的链烷烃再循环到反应器中进行消除（extinction），所述的反应器使得丙烯和乙烯的最终产率最大化。不幸的是，将链烷烃再循环消除可以导致再循环材料大量累积，导致资金花费更高和/或能量消耗更高。
因此，需要用于在FCC系统中处理链烷烃/烯烃混合物的改进的系统和方法。
附图简述
图1描述了根据所描述的一个或多个实施方案的说明性的烯烃/链烷烃分离系统的示意图。
图2描述了根据所描述的一个或多个实施方案的说明性的由烯烃/链烷烃分离器进料的流体催化裂化系统的示意图。
图3描述了根据所描述的一个或多个实施方案的说明性的用于产生一种或多种烯烃的系统的示意图。
图4描述了根据所描述的一个或多个实施方案的说明性的用于产生一种或多种烯烃的系统的示意图。
发明详述
提供了用于产生烃的系统和方法。在一个或多个实施方案中，所述的方法可以包括分离包括烯烃和链烷烃的烃以产生包括约70wt.%或者更多烯烃的富烯烃的烃和包括约70wt.%或者更多链烷烃的富链烷烃的烃。所述的方法还可以包括将所述富烯烃的烃的至少一部分进行裂化，所述的裂化在一种或多种催化剂的存在下，以及在足以产生包括约20wt.%或更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下进行。
图1描述了根据一个或多个实施方案的说明性的烯烃/链烷烃分离系统100的示意图。所述的烯烃/链烷烃分离系统100可以包括一个或多个净化器或者保护床103、吸附器105、链烷烃分馏器107和烯烃分馏器109。可以将一种或多种的烃进料或者烃通过管线102引入到所述的烯烃/链烷烃分离系统100。
通过管线102的烃可以包括但不限于，一种或多种混合的烯烃、一种或多种混合的链烷烃和/或其任意组合。在一个或多个实施方案中，通过管线102的烃可以来自精炼厂。例如，通过管线102的烃可以是得自原油蒸馏的气体混合物和/或得自对其一种或多种馏分进行处理的气体混合物。在一个或多个实施方案中，通过管线102的烃可以含有具有12个或更少碳原子的烃化合物。例如，通过管线102的烃可以包括按体积计约百分之0.1（“vol%”）到约35vol%的丁烷和约0.1vol%到约20vol%的戊烷和更重的烃。在一个或多个实施方案中，通过管线102的烃可以包括按重量计百分之60（wt%）或者更多的，约70wt%或者更多的，约80wt%或者更多的，约90wt%或者更多的，约95wt%或者更多的C4-C12烯烃和链烷烃。例如，通过管线102的烃的C4-C12烯烃浓度可以是低约20wt%、约30wt%或者约40wt%至高约85wt%、约90wt%或者约95wt%。在另一个实施方案中，通过管线102的烃可以包括约60wt%或者更多、约70wt%或者更多、约80wt%或者更多、约90wt%或者更多的C4-C5烯烃和链烷烃。在再另一个实施方案中，通过管线102的烃可以包括约60wt%或者更多、约70wt%或者更多、约80wt%或者更多、约90wt%或者更多的C2-C4烯烃和链烷烃。
通过管线102的烃可以任选地引入到保护床103中，以产生通过管线110的纯化的烃。所述的保护床103可以至少部分地除去烃中的杂质，以减少或防止在吸附过程中对吸附器105的损害和/或不希望的问题。随后，可以将来自保护床103的通过管线110的纯化的烃引入到吸附器105中。尽管没有显示，但是应理解可以将通过管线102的烃直接地引入到吸附器105中。
如所描述的，吸附器105可以包括两个吸附/解吸附单元125、130，其可以供选择地用于从通过管线110的纯化的烃中分离，即吸附和解吸附链烷烃或者烯烃。例如，所述的通过管线110的纯化的烃可以通过管线148引入到第一吸附/解吸附单元125中。所述的第一吸附/解吸附单元125可以将吸附/解吸附床126中所含有的任意烯烃的至少一部分吸附，并且可以通过管线127来回收贫烯烃的烃。一旦吸附/解吸附床126已经吸附了足够量的烯烃或者被烯烃饱和，可以停止通过管线148来引入纯化的烃，并且将所述的纯化的烃通过管线149重新定向到第二吸附/解吸附单元130。所述的第二吸附/解吸附单元130可以吸附吸附/解吸附床131中所含有的烯烃的至少一部分，并且提供通过管线128的贫烯烃的烃。使用两个或多个吸附/解吸附床进行的吸附可以称作多床吸附。
可以在吸附/解吸附床126、131中使用烯烃选择性吸附剂。例如，所述的吸附剂可以是选择性地与烯烃形成π-复合物的π-复合物吸附剂、X型沸石或者Y型沸石。在一个实例中，所述的吸附剂可以是13X型沸石。
一旦通过管线148引入的纯化的烃被通过管线149重新定向，可以通过管线152将烯烃洗液（rinse）引入到第一吸附/解吸附单元125。可以从烯烃产物104或者从其他的烯烃来源（未显示）将所述的烯烃洗液通过第一再循环管线151引入到管线152中。通过管线152的烯烃洗液可以将保留在吸附/解吸附单元125中的链烷烃洗出或者冲出，从而将保留的链烷烃通过管线127添加到贫烯烃的烃。
通过管线122的驱替介质（displacing medium）或者解吸附剂可以通过管线112引入到第一吸附/解吸附单元125，从而驱替（displace）吸附的烯烃的至少一部分，并且通过管线132来提供混合了驱替介质的富烯烃的烃。当烯烃从吸附/解吸附床126驱替之后，可以停止通过管线112来引入驱替介质和/或将所述的驱替介质重新定向到另一个吸附/解吸附单元，例如第二吸附/解吸附单元130。说明性的驱替介质可以包括能够从吸附剂中除去吸附的烯烃或者吸附的链烷烃的任意物质或者物质的组合。说明性的驱替介质可以包括但不限于，一种或多种烷烃，例如丁烷、戊烷、己烷、庚烷、辛烷或者其任意组合。
一旦吸附/解吸附床131已经吸附了足够量的烯烃或者被烯烃饱和，可以停止通过管线149来引入纯化的烃，和/或将所述的纯化的烃通过管线148重新定向到吸附/解吸附单元125，前提是吸附的烯烃已经被解吸附并且通过管线132回收。可以将烯烃洗液通过管线153引入到第二吸附/解吸附单元130，从而洗出或者冲出吸附/解吸附单元130中保留的链烷烃，从而通过管线128将所述的保留的链烷烃加入到贫烯烃的烃。可以从烯烃产物104或者另一种烯烃来源（未显示）将所述的烯烃洗液通过第一再循环管线151引入到管线153中。
通过管线122的驱替介质或者解吸附剂可以通过管线113来引入到第二吸附/解吸附单元130，从而驱替吸附的烯烃的至少一部分，以通过管线133提供混合了驱替介质的富烯烃的烃。当纯化的烃被通过管线148重新定向时，吸附/解吸附单元125可以随后再次吸附至少一部分的烯烃，来提供通过管线132的富烯烃的烃。因此，两个吸附/解吸附单元125、130可以任选地运行，从而使第一吸附/解吸附单元125吸附烯烃，而第二吸附/解吸附单元130漂洗或者解吸附烯烃，反之亦然。尽管显示了两个吸附/解吸附单元，但是应理解可以按照相同或者相似的方式和/或顺序来使用多于两个的吸附/解吸附单元。
如所显示的，可以将纯化的烃通过管线148、149，将驱替介质通过管线112、113引入到吸附/解吸附单元125、130的相同末端。尽管未显示，可以将纯化的烃通过管线148、149，将驱替介质通过管线112、113引入到吸附/解吸附单元125、130的相对的末端。吸附和解吸附可以彼此并流地（co-currently）进行或者彼此逆流地（counter-currently）进行（未显示）。对于垂直定向的吸附/解吸附单元125、130，可以将纯化的烃通过管线148、149分别地引入到所述的吸附/解吸附单元125、130，以使纯化的烃向下地从中流过或者向上地从中流过（未显示）。通过管线112、113的驱替介质可以分别地引入到吸附/解吸附单元125、130，以使所述的驱替介质向下地从中流过或者向上地从中流过（未显示）。在一个供选择的实例中，纯化的烃和驱替介质的并流流动方向可以反转。
通过管线127、128从吸附/解吸附单元125、130中回收的贫烯烃的烃可以通过管线106来引入到链烷烃分馏器107中。同样地，通过管线132、133从吸附/解吸附单元125、130中回收的混合了驱替介质的富烯烃的烃可以通过管线108引入到烯烃分馏器109中。通过管线127、128的贫烯烃的烃可以包括链烷烃和来自第一或者第二吸附/解吸附单元125、130中的吸附剂。
尽管没有显示，但是来自通过管线110的纯化的烃的链烷烃，而不是烯烃，可以在吸附床125、130中吸附。在这一实例中，可以通过管线127、128来回收贫链烷烃的烃，而不是贫烯烃的烃。与前文所描述的关于吸收的烯烃的方法相似地，可以使用通过管线112、113的驱替介质使吸收的链烷烃解吸附，以通过管线132、133提供与驱替介质混合的富链烷烃的烃。在这一个实例中，尽管没有显示，但是与通过管线132、133的驱替介质混合的富链烷烃的烃可以通过管线106引入到链烷烃分馏器107，并且通过管线127、128的贫链烷烃的烃可以通过管线108引入到烯烃分馏器109。
链烷烃分馏器107可以产生通过管线111的富链烷烃的烃，以及可以产生通过管线118的第一再循环驱替介质（displacement medium）。通过管线118的所述的第一再循环驱替介质可以通过管线122从分馏器107再循环到吸附器105。烯烃分馏器109可以产生通过管线104的富烯烃的进料和产生通过管线116的第二再循环驱替介质。如前文所讨论和描述的，通过管线104的富烯烃的进料可以通过管线151再循环到吸附器105。通过管线116的第二再循环驱替介质可以通过管线122从烯烃分馏器109再循环到吸附器105。
在一个或多个实施方案中，来自烯烃/链烷烃分离系统100的通过管线104的富烯烃的进料可以具有约70wt%或更多的C2-C20烯烃，或者约70wt%或更多的C2-C12烯烃，或者约70wt%或更多的C2-C8烯烃或者约70wt%或更多的C2-C5烯烃。在一个或多个实施方案中，通过管线104的富链烷烃的烃可以具有约60wt%或更多的C2-C20链烷烃，或者约60wt%或更多的C2-C12链烷烃，或者约60wt%或更多的C2-C8链烷烃，或者约60wt%或更多的C2-C5链烷烃。来自通过管线102的烃的通过管线104的富烯烃的进料的烯烃浓度可以是低约90%、约93%或者约95%至高约99%、约99.6%或者约99.99%。例如，通过管线104的富烯烃的进料的烯烃浓度可以是约94.5wt%或者更多，约97wt%或者更多，约98wt%或者更多，约99wt%或者更多，或者约99.5wt%或者更多。通过管线111的富链烷烃的烃的链烷烃浓度可以是低约70wt%、约75wt%或者约80wt%至高约85wt%、约90wt%、约95wt或者约99wt%。
从管线102中的烃回收的烯烃和管线104中的富烯烃的进料所包含的烯烃的量可以是管线102中的烃的总烯烃量的低约90%、约91%、约93%或者约95%至高约97%、约97.5%、约98%、约99.6%或者约99.99%。例如，可以存在于管线104中的富烯烃的进料中的管线102的烃中所包含的烯烃的量可以是在管线102的烃中所存在的烯烃总量的约94.5%或者更多，约95.5%或者更多，约97%或者更多，约98%或者更多，约99%或者更多，或者约99.5%或者更多。因此，在一个或多个实施方案中，烯烃/链烷烃分离系统100可以具有低于100%的分离效率。
在一个或多个实施方案中，通过管线104的富烯烃的进料可以具有低约5wt%、约10wt%、约15wt%或者约20wt%至高约80wt%、约85wt%、约90wt%、约95wt%、约97wt%、约98wt%、约99wt%、约99.5wt%或者约99.9wt%的C4烃浓度。通过管线104的富烯烃的进料可以具有低约5wt%、约10wt%、约15wt%或者约20wt%至高约80wt%、约85wt%、约90wt%、约95wt%、约97wt%或者约99wt%的C5烃浓度。通过管线104的富烯烃的进料可以具有低约0.5wt、约1wt%、约5wt%或者约10wt%至高约30wt%、约35wt%、约40wt%、约45wt%或者约50wt%的C6烃浓度。通过管线104的富烯烃的进料可以具有低约0.5wt%、约1wt%、约5wt%或者约10wt%至高约30wt%、约35wt%、约40wt%、约45wt%或者约50wt%的C7烃浓度。通过管线104的富烯烃的进料可以具有低约0.5wt%、约1wt%、约5wt%或者约10wt%至高约30wt%、约35wt%、约40wt%、约45wt%或者约50wt%的C8烃浓度。
图2显示了根据一个或多个实施方案，说明性的由烯烃/链烷烃分离系统100进料的流体催化裂化（“FCC”）系统200的示意图。所述的FCC系统200可以包括一个或者多个反应提升管（riser）或者提升管205、导管（duct）或者过渡管线（transition line）210、分离器250和再生炉（regenerator）215。尽管没有显示，但是FCC系统200还可以包括汽提塔。
通过管线225的蒸汽、通过管线104的富烯烃的进料和通过管线220的一种或多种催化剂可以引入到反应提升管205，在那里形成流化的混合物（“反应混合物”）。所述的通过管线225的蒸汽和通过管线220的催化剂可以分别地引入到反应提升管205。供选择地，可以将所述的蒸汽和催化剂混合，并且作为混合物一起引入到反应提升管205。在另一个供选择的方案中，可以将蒸汽和富烯烃的进料混合，并且作为混合物一起引入到反应提升管205。
通过管线104引入的富烯烃的进料不是蒸汽的话，由通过管线225的蒸汽和通过管线220的催化剂提供的反应提升管205中的热量可以将其气化，以在其中提供反应混合物。可以使用再生炉215所提供的废热来向反应提升管205提供附加的热。在反应提升管205中，在反应混合物中的烃可以被裂化成一种或者多种的烃和烃副产物，以通过过渡管线210提供第一产物混合物。在反应提升管205中存在的烃副产物的至少一部分可以沉积在催化剂颗粒的表面上，形成焦化的催化剂颗粒或者废催化剂。因此，离开反应提升管205的第一产物混合物可以包含悬浮在气态烃中的焦化的催化剂颗粒、烃副产物、碳尘或者颗粒、蒸汽和其他惰性物质。因此，过渡管线210中的颗粒流体混合物可以是气态烃的还原环境。
沉积在催化剂颗粒上的焦炭或者碳的量可以是低约0.01wt%、约0.1wt%或者约0.5wt%至高约1wt%、约1.5wt%或者约3wt%。例如，沉积在催化剂颗粒上的焦炭的量可以是基于碳沉积物和催化剂颗粒的总重量的约0.5wt%到约1.5wt%，约0.7wt%到约1.3wt%，或者约0.9wt%到约1.1wt%。在至少一个具体的实施方案中，沉积在催化剂颗粒上的焦炭的量可以是约1wt%。
催化剂-烃的重量比可以是约2:1到约35:1，约2:1到约20:1，约3:1到约10:1或者约4:1到约8:1。反应提升管205可以在低约425℃、约450℃、约475℃或者约500℃到高约635℃、约675℃、约700℃或者约825℃的温度下操作。例如，所述的反应提升管205可以在约400℃到约675℃，约605℃到约670℃，约610℃到约660℃或者约615℃到约650℃的温度下操作。在至少一个具体的实施方案中，所述的反应提升管205可以在约605℃、约615℃、约625℃、约630℃、约640℃或者约650℃的温度下操作。
在提升管中的压力可以是低约40kPa、约55kPa、约65kPa或者约70kPa到高约650kPa、约675kPa、约700kPa或者约725kPa。其他的范围可见于第7,128,827号美国专利，将其引入本文作为参考。在一个具体的实施方案中，裂化可以在约590℃到约675℃的温度下和约68kPa到约690kPa的压力下发生。
反应混合物流过反应提升管205的速度可以是约3m/sec到约27m/sec、约6m/sec到约25m/sec或者约9m/sec到约21m/sec。反应混合物在反应提升管205中的停留时间可以是少于约20秒，少于约10秒，少于约8秒，少于约4秒，或者少于约2秒。
通过管线104引入的富烯烃的进料可以在引入到反应提升管205之前预先加热。尽管在图2中未显示，使用废过程热的再生热交换器可以用于对通过管线104引入的富烯烃的进料进行预先加热。通过管线104的富烯烃的进料的温度可以是约200℃到约500℃，约300℃到约400℃或者约350℃到约390℃。通过管线104的富烯烃的烃的压力可以是约101kPa到约3,450kPa，约101kPa到约2,450kPa或者约101kPa到约700kPa。
通过管线104引入的富烯烃的进料在引入反应提升管205之前，可以是部分或者完全汽化的。可以汽化的通过管线104的富烯烃的进料的量为低约1vol%、约5vol%、约10vol%、约20vol%、约30vol%或者约40vol%至高约70vol%、约80vol%、约90vol%或者约100vol%。例如，所述的富烯烃的进料在引入到反应提升管205之前，可以是约80wt%或者更多地汽化的，约85wt%或者更多地汽化的，约90wt%或者更多地汽化的，约95wt%或者更多地汽化的，或者约99wt%或者更多地汽化的，或者完全汽化的。在另一个实例中，通过管线104的富烯烃的进料可以在90%的时间里是100%的蒸汽。在反应提升管205中，可以人工地或者自动地调节压力和温度，从而补偿通过管线104的富烯烃的进料的组成上的变化，以及使得在通过管线235回收的第一产物中获得的优选的烃的产率最大化，所述的第一产物是将通过管线104的富烯烃的进料在一种或多种催化剂的存在下裂化而回收的。
通过管线225引入到反应提升管205的蒸汽可以是饱和的。所述的饱和蒸汽的压力可以是约101kPa到约6,000kPa，约500kPa到约6,000kPa或者约2,000kPa到约6,000kPa。例如，饱和蒸汽的压力可以是约101kPa到约8,300kPa，约101kPa到约4,000kPa或者约101kPa到约2,000kPa。
通过管线225引入到反应提升管205的蒸汽可以是过热的。所述的过热蒸汽的压力可以是低约100kPa到高约8,500kPa。通过管线225的过热蒸汽的压力可以是约100kPa到约8,300kPa，约100kPa到约4,000kPa或者约100kPa到约2,000kPa。通过管线225的过热蒸汽的温度可以是最低约200℃，约230℃，约260℃或者约290℃。
所述的蒸汽可以任选地按照与通过管线104引入的富烯烃的烃的进料速率成比例的速率，通过管线225引入到反应提升管中。在一个实例中，蒸汽-烃的重量比可以是约1:10到约1:15或者约1:5到约1:30。蒸汽-烃的重量比可以保持恒定或者可以变化。
第一产物混合物可以通过过渡管线210流动到分离器250，在所述的分离器中焦化的催化剂颗粒和/或其他的颗粒可以与气态的烃、蒸汽和惰性物质分离。所述的分离器250与反应提升管205和/或过渡管线210相比可以具有更大的横截面积，这降低了第一产物混合物的速度，使得更重的焦化的催化剂颗粒和/或其他的颗粒与气态的烃、蒸汽和惰性物质分离。在一个或多个实施方案中，可以向分离器250添加蒸汽吹换（steam purge）（未显示），以帮助将气态烃与焦化的催化剂颗粒分离，即，将气态烃从固体中汽提。换言之，分离器250可以是自汽提的分离器，例如是自汽提的旋风分离器。
可以从分离器250中通过管线235来回收气态的烃（“第一产物”）。如图3和4中所显示的，在一个或多个实施方案中，可以将管线235中的第一产物进行进一步处理，例如进行脱水或者分馏，以提供一种或多种成品，所述的成品包括但不限于，一种或多种烯烃、链烷烃、芳香族化合物、其混合物和/或其组合。例如，通过管线235的第一产物可以引入到骤冷塔（未显示）中，所述的骤冷使第一产物骤冷，并且将夹带的催化剂颗粒从中分离。从第一产物中分离的夹带的催化剂颗粒随后可以再循环回到反应提升管205中或者再生炉215中。具有骤冷塔的适用的FCC系统描述在第7,153,479号和/或第7,011,740号美国专利中讨论和描述，所述的骤冷塔用于使催化剂颗粒骤冷和从第一产物中分离，将上述专利引入本文作为参考。
分离器250可以将低约90%、约90.5%、约91%或者约91.5%至高约98%、约99%、约99.5%或者约99.999%的颗粒从通过过渡管线210的第一产物混合物中分离。例如，所述的分离器250可以将约90%到约99.9%、约95%到约99%或者约97.5%到约99.999%的颗粒从通过过渡管线210的第一产物混合物中分离。
固体，即焦化的催化剂颗粒可以自由地通过分离器落下，并且可以通过管线211引入到再生炉215。尽管没有显示，可以使固体的至少一部分在通过汽提塔之后引入到再生炉。通过管线211引入的焦化的催化剂颗粒可以与一种或多种通过管线213引入的流体在再生炉215中合并，以通过管线217提供废气和通过管线220提供再生的催化剂。通过管线213引入的流体可以包括一种或多种氧化剂和/或增补燃料。示例的氧化剂可以包括但不限于，空气、氧、氧、富氧的空气、臭氧、过氧化氢、基本上不含氮的氧化剂或者其任意组合。如本文中使用的，术语“基本上是氧”是指含有多于50vol%氧的流体。如本文所使用的，术语“富氧的空气”是指包含约21vol%到约50vol%氧的流体。富氧的空气和/或基本上是氧可以，例如通过将空气低温精馏、变压吸附、膜分离或者其任意组合来得到。如本文所使用的，术语“基本上不含氮”是指包含约5vol%氮或者更少，约4vol%氮或者更少，约3vol%氮或者更少，约2vol%氮或者更少或者约1vol%氮或者更少的氧化剂。所述的增补燃料可以包括任意的易燃材料。例如，所述的增补燃料可以包括但不限于，C1到C20烃和/或碳。所述的增补燃料可以作为流体、气体、固体或者其任意组合引入到再生炉215。所述的增补燃料可以在氧化剂之外的单独的管线中引入。所述的氧化剂可以和焦化的催化剂颗粒上的含碳物质反应，以从催化剂颗粒的表面上将碳（“焦炭”）燃烧（combust）或者烧灼（burn）除去。当引入增补燃料时，氧化剂可以和增补燃料反应，以燃烧增补燃料并且生成热。将焦炭从催化剂颗粒的表面上除去使得催化剂颗粒的反应性表面重新暴露，从而使得催化剂颗粒“再生”并且使其能够重新使用。燃烧副产物例如一氧化碳、氮的氧化物、氮的氧化物前体和二氧化碳可以从再生炉215中作为废气或者烟道气通过管线217除去。再生的催化剂颗粒可以通过管线220来回收，所述的催化剂可以再循环到反应提升管205中。在一个或多个实施方案中，可以向再生炉215、管线220中的再生的催化剂和/或反应提升管205中加入新鲜的、未经使用的催化剂（未显示）。
再生炉215可以在完全燃烧模式，部分燃烧模式，或者其之间的任意状态下运行。在完全燃烧模式下操作再生炉215可以通过管线217提供废气或者烟道气，所述的废气或者烟道气与部分燃烧模式相比，可以包含更大量的氮的氧化物(″NOx″)和NOx前体，以及减少的量的一氧化碳（CO）。在部分燃烧模式下操作再生炉215，可以通过管线217提供废气或者烟道气，所述的废气或者烟道气与完全燃烧模式相比，包含更大量的CO和更少量的NOx和NOx前体。在完全燃烧和部分燃烧的两种极端状态之间操作再生炉215可以通过管线217提供废气，所述的废气与完全燃烧模式相比包含更少的NOx和NOx前体和更多的CO。所述的NOx气体可以包括但不限于NO、NO2和N2O。在另一个实例中，NOx前体可以包括但不限于，HCN、NH3、CN和HNO。
通过管线217的烟道气可以引入到一个或多个任选的CO锅炉（未显示）以除去额外的CO。所述的一个或多个CO锅炉可以是任意类型的CO锅炉。所述的CO锅炉可以在多个阶段中操作，以降低在任意一个阶段中出现的火焰温度，并且限制氧化气氛中的NOx形成。也可以使用低NOx燃烧器来燃烧燃料气体（未显示）来保持CO锅炉点燃。可以将氨或者氨前体如尿素引入（未显示）到任选的CO锅炉中，以甚至进一步地减少NOx的排放。这些材料可以与NOx和NOx前体迅速地反应，以将其还原成氮。
通过管线217的烟道气和/或来自任选的CO锅炉的烟道气的至少一部分可以排放到大气中，和/或传送到一个或多个热回收单元（未显示）并且随后排放到大气中、掩埋在地下或者丢弃。任选的CO锅炉，如果使用的话，可以使得通过管线217的烟道气的CO含量降低为低约5%、约10%、约15%、约20%至高约75%、约80%、约85%或者约90%。例如，所述的任选的CO锅炉可以使得通过管线217的烟道气的CO含量降低到约5%到约90%，约5%到约75%，约5%到约60%或者约5%到约50%。
尽管未显示，但是可以使用二氧化碳（CO2）分离单元来从通过管线217的烟道气中除去至少一部分的CO2。可以将CO2除去以进行掩埋或者再利用，例如通过提高的石油回收以再利用。
一个或多个任选的热回收单元（未显示）可以包括适用于将热从温度较高的流体转移到温度较低的流体的任何设备、系统或者系统和/或设备的组合。例如，所述的热回收单元可以包括但不限于，单个或多个通过热交换设备（pass heat exchange device），例如壳管式热交换器、板框式热交换器、螺旋式热交换器、卡口式热交换器，U形管热交换器和/或任意类似的系统或者设备。
可以将流化混合物与引入到其中的一种或多种任选的掺杂剂在再生炉215中合并，所述的流化混合物包含废催化剂颗粒、再生的催化剂颗粒、氧化剂、一氧化碳、二氧化碳、氮的氧化物和/或通过管线213引入的流体。掺杂剂在再生催化剂上的分散和沉积可以由再生炉215中存在的高温和流体速度提高。尽管没有显示，任选的掺杂剂可以和增补燃料混合并且引入到再生炉215，所述的增补燃料例如为天然气。增补燃料的使用可以在再生炉215中提供额外的热量，从而进一步提高其中焦化的催化剂颗粒的再生。
合适的掺杂剂或者添加剂或者两种或多种掺杂剂或者添加剂的共混物的选择可以至少部分地基于通过管线104的进入的富烯烃的进料的组成，和/或基于通过管线235的第一产物中产生的想要的气态烃。例如，第2族掺杂剂例如镁或者钡可以优先地提高通过管线235回收的第一产物中的乙烯的产生。在另一个实例中，添加第13族掺杂剂，例如镓，可以导致通过管线235回收的第一产物中的芳香烃的产生提高。在再另一个实例中，添加第8、9或者10族的掺杂剂例如钌、铑或者钯可以优先地提高通过管线235回收的第一产物中的丙烯的产生。
可以将掺杂的催化剂颗粒和/或有或者没有一种或多种掺杂剂或者添加剂的再生的催化剂颗粒通过管线220再循环到反应提升管205。来自再生炉215的再生的催化剂颗粒的流动可以使用一个或者多个阀门（未显示）来进行控制，所述的阀门可以人工地或者自动地根据得自处理温度、压力、流速和/或其他的处理条件的参数来进行调节或者控制。约90wt%或更多，约95wt%或更多，约99wt%或更多，或者约99.99wt%或更多的再生催化剂颗粒、组成催化剂颗粒（makeup catalyst particulate），和/或通过管线220引入到反应提升管205的掺杂的催化剂颗粒可以再生，任选地掺杂了一种或多种掺杂剂，并且通过管线220再循环到反应提升管205中。
尽管没有显示，分离器250和/或管线211的颗粒排出段253可以包括一个或多个阀门，以基于来自处理温度、压力、流速和/或其他处理条件的参数来人工地或者自动地调节或者控制废催化剂向再生炉215的流动。
图3显示了根据一个或多个实施方案，用于产生一种或多种烯烃的说明性的系统300的示意图。如前文所解释的，可以通过管线102将烃引入到烯烃/链烷烃分离系统100中，以产生通过管线111的富链烷烃的进料和通过管线104的富烯烃的进料。
通过管线104的富烯烃的进料可以在一个或者多个FCC系统200中裂化或者选择性地分离，以产生通过管线235的第一产物，所述的第一产物可以包含石脑油、丙烯、乙烯、丁烷、其混合物和/或其组合。来自FCC系统200的再生炉废气或烟道气可以通过管线217回收。
通过管线235的第一产物可以在约480℃到约750℃、约550℃到约700℃或者约600℃到约650℃的温度下离开FCC系统200。通过管线235的第一产物可以包括约40wt%、约50wt%、约60%或者约95wt%或者更多的C2-C10烃。例如，通过管线235的第一产物可以包括约5wt%到约30wt%的C2，约5wt%到约60wt%的C3，约5wt%到约65wt%的C4，和/或约5wt%到约50wt%的C5和更重的烃。在另一个实例中，通过管线235的第一产物可以包括约15wt%或更多，约20wt%或更多，约25wt%或更多，约30wt%或更多，约35wt%或更多的C2-C3烯烃。
通过管线235的第一产物可以使用分馏器305、处理单元315、干燥单元320和分离器325、340、350、355、360和365的一个或多个进行分馏和/或纯化来提供多种产物，所述的产物包括丙烯、乙烯、丙烷和乙烷。一种或多种产物，包括甲烷、乙烯和更重的C4-C6烃可以内部回收到一个或多个FCC系统200中，例如再生炉215。
通过管线235的第一产物可以使用分馏器305来选择性地分离，以通过管线307提供环烷混合物和通过管线309提供烯烃混合物。所述的烯烃混合物可以包括作为大部分的一种或多种C2-C10烯烃和链烷烃。所述的环烷混合物可以包括C8-C15的烃和/或一种或多种的重汽油。例如，所述的环烷混合物可以包括约10wt%到约40wt%的C8，约5wt%到约20wt%的C9，或者约10wt%或者更多的C10-C15烃。所述的环烷混合物可以包括但不限于，一种或多种燃料油和/或一种或多种重汽油。
通过管线309的烯烃混合物可以包括约40wt%到约95wt%或者更多的C2-C10烯烃。例如，所述的烯烃混合物可以包括约5wt%到约30wt%的C2，约5wt%到约60wt%的C3，约5wt%到约65wt%的C4，约5wt%到约50wt%的C5。离开分馏器305的烯烃混合物的压力可以是低约120kPa、约130kPa、约150kPa至高约200kPa、约250kPa或者约300kPa。在另一个实例中，通过管线309的烯烃混合物可以包括约15wt%或者更多的，约20wt%或者更多的，约25wt%或者更多的，约30wt%或者更多的，约35wt%或者更多的C2-C3烯烃。
通过管线309的烯烃混合物可以使用一个或者多个压缩机310来进行压缩，从而通过管线312提供压缩的烯烃混合物。压缩烯烃混合物可以便于从管线309中的烯烃混合物中除去充氧剂、酸性气体、水或者其任意组合。通过管线312的压缩的烯烃混合物可以在约100kPa到约5,000kPa，约100kPa到约3,000kPa，或者约100kPa到约1,000kPa的压力下离开压缩机310。所述的通过管线312的压缩烯烃混合物的温度可以是约40℃到约300℃。
通过管线312的压缩烯烃混合物可以在处理单元315中处理，以除去至少一部分充氧剂、酸性气体、水或者其任意组合，从而通过管线317提供经处理的烯烃混合物。所述的处理单元可以包括适合除去充氧剂、酸性气体、水、其衍生物和/或其混合物的任意系统、设备或者系统和/或设备的组合，其在烃的精炼领域内是已知的。通过管线317的经处理的烯烃混合物可以包括按体积计百万分之500（“ppmv”）或者更少的硫化氢（″H2S″），约50ppmv或者更少的H2S或者约1ppmv或者更少的H2S。经处理的烯烃混合物可以包括约500ppmv或者更少的CO2，约100ppmv或者更少的CO2或者约1ppmv或者更少的CO2。
通过管线317的经处理的烯烃混合物可以使用干燥单元320干燥，以通过管线322产生干燥的乙烯混合物。所述的通过管线322的干燥的乙烯混合物可以包括约100ppmv或者更少的水，约10ppmv或者更少的水，约1ppmv或者更少的水，或者约0.1ppmv或者更少的水。所述的干燥单元320可以包括适合从烃中除去水，以通过管线322提供干燥的乙烯混合物的任意系统、设备或者系统和/或设备的组合。例如，所述的干燥单元320可以包括使用干燥剂、溶剂或者其任意组合以从烃中除去水的系统。
通过管线322的干燥的乙烯混合物可以引入到分离器（“脱丙烷塔（de-propanizer）”）325，并且在其中选择性地被分离，以通过管线327提供具有C3和更轻的烃的塔顶馏出物，以及通过管线329提供具有C4和更重的烃的塔底产物。通过管线327的塔顶馏出物可以包括约90wt%到约99wt%的C3和更轻的烃。通过管线327的塔顶馏出物还可以包括约10wt%到高达约40wt%的C2，约20wt%到高达约70wt%的C3和约0.1wt%到约2wt%的氢。通过管线327的塔顶馏出物可以在约500kPa到约2,500kPa，约500kPa到约1,500kPa，或者约500kPa到约1,000kPa的压力下离开脱丙烷塔325。
管线329中的塔底产物可以包括约90wt%、约95wt%或者约99wt%的C4-C10。C4和更重的烃可以是约30wt%到约80wt%的C4，约5wt%到约30wt%的C5，约5wt%到约20wt%的C6，和约5wt%到约20wt%的C7，和更重的烃。
所述的分离器（“脱丙烷塔”）325可以包括但不限于，包含内部组件的柱子，以及一个或多个冷凝器和/或重沸器。所述的脱丙烷塔325可以包括填充介质，以便于将C3和更轻的烃与C4和更重的烃进行选择性分离。例如，所述的脱丙烷塔325可以包括一个或多个鞍状物（saddle）、球、不规则片状物、管、螺旋、塔盘（tray）和/或挡板。脱丙烷塔325的操作压力可以是约500kPa到约2,500kPa，以及脱丙烷塔325的操作温度可以是约-60℃到约100℃。
通过管线329的塔底产物可以引入到分离器（“汽油分馏塔”）365，并且在其中选择性地分离，以通过管线367提供含有除苯以外的C4-C6烃的塔顶馏出物，和通过管线369提供含有苯和C7及更重的烃的塔底产物。通过管线367的塔顶馏出物可以包括丁烷和异丁烷。例如，通过管线367的塔顶馏出物可以包括约50wt%到约95wt%的丁烷，并且可以包括约10wt%到约50wt%的异丁烷。通过管线367的塔顶馏出物可以包括约10wt%到约50wt%的C4烯烃，约5wt%到约30wt%的C5烯烃，和约5wt%到约20wt%的C6烯烃。
通过管线367的塔顶馏出物的全部或者任意部分可以再循环到FCC系统200中。例如，约10wt%到约100wt%，约20wt%到约100wt%，约30wt%到约100wt%，约40wt%到约100wt%，或者约45wt%到约100wt%的通过管线367的塔顶馏出物可以被再循环到FCC系统200中。在另一个实例中，仅有管线367中的C4烃被再循环到FCC系统200中。在再另一个实例中，仅有管线367中的C5烃被再循环到FCC系统200中。
汽油分馏塔365可以包括适用于选择性地分离烃混合物的任意设备、系统或者设备和/或系统的组合，以通过管线367提供含有不含苯的C4-C6烃的塔顶馏出物，以及通过通过管线369提供含有苯和C7及更重的烃的塔底产物。汽油分馏塔365可以包括但不限于，包含内部组件的柱子，以及一个或多个冷凝器和/或重沸器。所述的汽油分馏塔365可以包括填充介质，以便于将C6和更轻的烃与C7和更重的烃进行选择性分离。例如，所述的汽油分馏塔365可以包括塔盘、鞍状物、球、不规则片状物、管、螺旋和/或挡板。汽油分馏塔365的操作压力可以是约100kPa到约2,500kPa，以及汽油分馏塔365的操作温度可以是约20℃到约400℃。
可以将通过管线369的C7和更重的烃的全部或者任意部分引入到一个或多个汽油加氢处理装置370中，并且在其中稳定化以通过管线372提供经处理的汽油。所述的通过管线372的经处理的汽油可以包括约70wt%或者更多，约80wt%或者更多或者约90wt%或者更多的C6和更重的烃。通过管线372的经处理的汽油可以包括约75wt%到约85wt%的C6，约15wt%到约25wt%的C7，和约5wt%到约10wt%的C8和更重的烃。汽油加氢处理装置370可以包括适用于将混合烃稳定化的任意系统、设备或者系统和/或设备的组合。例如，所述的汽油加氢处理装置370可以包括通过使用氢气处理汽油，以使汽油稳定化的系统。
通过管线372的经处理的汽油的全部或者任意部分可以引入到一个或多个苯/甲苯/二甲苯（“BTX”）单元375中，以通过管线377提供一种或多种芳香族化合物和通过管线379提供萃余液。所述的通过管线377的一种或多种芳香族化合物可以包括但不限于，苯、甲苯、二甲苯或者其任意组合（“芳香族化合物”）。所述的通过管线377的芳香族化合物可以包括约40wt%、约50wt%、约60wt%、约70wt%或者约80wt%的BTX。所述的BTX可以包括约10wt%到约40wt%的苯，约20wt%到约60wt%的甲苯和约10wt%到约40wt%的二甲苯。
将通过管线379的萃余液的至少一部分和通过管线104的富烯烃的进料合并，并且再循环到FCC系统200中。供选择地或者同时地，将通过管线379的萃余液的至少一部分直接再循环到FCC系统200中。例如，通过管线379的萃余液的约10wt%或更多，约20wt%或更多，约30wt%或更多，或者约40wt%或更多可以直接地或者通过管线104再循环到反应提升管205中。在另一个实例中，通过管线379的萃余液的约10wt%、约15wt%或者约20wt%可以通过管线104再循环到FCC系统200的提升管205，或者直接再循环到FCC系统200（未显示）。尽管未显示，通过管线379的萃余液可以进行进一步处理。例如，萃余液379的全部或者任意部分可以被导向到蒸汽热解裂化器（未显示）来回收其中含有的任意烯烃或者链烷烃。
回到脱丙烷塔325，可以将通过管线327的塔顶馏出物使用一个或多个压缩机330压缩，以通过管线332提供压缩的C3和更轻的烃。压缩C3和更轻的烃可以便于之后从C3中分离更轻的化合物。压缩的C3和更轻的烃的压力可以是约500kPa到约4,000kPa。
通过管线332的压缩的C3和更轻的烃可以使用一个或多个的冷冻轮系（chill train）335来进行冷却，以通过管线337提供经冷冻的C3和更轻的烃。所述的通过管线337的冷冻的C3和更轻的烃的温度可以是约-40℃到约40℃。例如，所述的通过管线337的冷冻的C3和更轻的烃的温度可以是约-20℃到约5℃。
通过管线337的冷冻的C3和更轻的烃可以使用分离器（“脱甲烷塔（de-methanizer）”）340来进行选择性的分离，以通过管线342提供具有甲烷和/或H2的塔顶馏出物，以及通过管线344提供具有C2和C3烃的塔底产物。通过管线342的塔顶馏出物可以包括约50mol%到约95mol%的甲烷。例如，通过管线342的塔顶馏出物可以包括低约70mol%、约72mol%或者约75mol%至高约80mol%、约85mol%或者约90mol%的甲烷。通过管线344的塔底产物可以包括约20wt%到约50wt%的C2和约40wt%到约80wt%.的C3。脱甲烷器340的操作压力可以是约300kPa到约1,000kPa。通过管线344的C2和C3烃可以包括高达约95wt%的C2-C3或者更多。
通过管线342的塔顶馏出物中的甲烷的全部或者任意部分可以使用一个或多个压缩机345来压缩，以通过管线347提供压缩的甲烷，其可以被再循环到FCC系统200中。例如，约15vol%到约35vol%，约20vol%到35vol%，约25vol%到35vol%或者约30vol%到35vol%的通过管线347的压缩甲烷可以再循环到FCC系统200中的再生炉215中。离开压缩机345的压缩甲烷的温度可以是约25℃到约200℃。
通过管线344的塔底产物可以引入到分离器（“脱乙烷塔（de-ethanizer）”）350，并且在其中选择性地被分离以通过管线352提供具有C2烃混合物的塔顶馏出物，以及通过管线354提供具有C3烃混合物的塔底产物。所述的塔顶馏出物352可以包括低约90mol%、约91mol%或者约92mol%至高约95mol%、约97mol%或者约99.9mol%的C2烃混合物。通过管线352的塔顶馏出物可以包含约5mol%到约70mol%的乙烷，和约30mol%到约95mol%的乙烯。通过管线354的塔底产物可以包括低约90mol%、约91mol%或者约92mol%至高约95mol%、约97mol%或者约99.9mol%的C3烃。通过管线354的C3烃可以包括约5mol%到约30mol%的丙烷和约70mol%到约95mol%的丙烯。脱乙烷塔350的操作压力可以是约500kPa到约2,500kPa，以及脱乙烷塔350中的温度可以是约-80℃到约100℃。
在通过管线352的塔顶馏出物中的C2烃混合物的至少一部分可以被引入到分离器（“C2分流器”）355，并且在那里选择性地被分离以通过管线357提供乙烯产物，以及通过管线359提供乙烷产物。通过管线359的乙烷产物可以包括约90mol%或更多的，约95mol%或更多的，约99mol%或更多的，或者约99.9mol%或更多的乙烷。通过管线357的乙烯产物可以包括约90mol%或更多的，约95mol%或更多的，约99mol%或更多的，或者约99.95mol%或更多的乙烯。
通过管线357的乙烯产物的全部或者任意部分可以再循环到FCC系统200。通过将乙烯产物的至少一部分再循环，可以抑制FCC系统200中的丙烯产生，从而提高通过管线235的第一产物中乙烯的产率。例如，通过管线357的乙烯产物的约10vol%到约60vol%、约20vol%到约60vol%、约30vol%到约60vol%、约40vol%到约60vol%或者约50vol%到约60vol%可以再循环到FCC系统200。在供选择的实例中，通过管线357的乙烯产物的约60vol%到约99vol%、约70vol%到约95vol%或者约80vol%到约90vol%可以再循环到FCC系统200。在一个或多个实施方案中，通过管线357的乙烯的至少一部分可以作为成品除去。
C2分流器355可以是适用于将烃混合物选择性地分离以通过管线357提供乙烯产物，以及通过管线359提供乙烷产物的任意设备、系统或者设备和/或系统的组合。C2分流器355可以包括但不限于，包含内部组件的柱子，冷凝器和/或重沸器。C2分流器355的操作压力可以是约500kPa到约2,500kPa。C2分流器355的操作温度可以是约-80℃到约100℃。
通过管线354的塔底产物可以包含C3烃，并且可以被引入到分离器（“C3分流器”）360，并且在那里选择性地被分离，以通过管线362提供丙烯产物（“第二产物”）以及通过管线364提供丙烷产物。通过管线364的丙烷产物可以包含低约90mol%、约91mol%或者约92mol%至高约95mol%、约97mol%或者约99mol%的丙烷。通过管线362的丙烯产物可以包括约60wt%到约99.9wt%的丙烯。
C3分流器360可以是适用于将C3烃的混合物选择性地分离，以通过管线362提供丙烯产物，以及通过管线364提供丙烷产物的任意设备、系统或者系统和/或设备的组合。C3分流器360可以包括但不限于，包含内部组件的柱子，以及一个或多个冷凝器和/或重沸器。C3分流器360的操作压力可以是约500kPa到约2,500kPa，以及C3分流器360的操作温度可以是约-100℃到约100℃。
图4显示了根据一个或多个实施方案，用于产生一种或多种烯烃的另一个说明性的系统400的示意图。如前文所讨论和描述的，可以将通过管线102的烃引入到烯烃/链烷烃分离系统100，以产生通过管线111的富链烷烃的进料，以及通过管线104的富烯烃的进料。
通过管线104的富烯烃的进料可以被引入到FCC系统200，并且在其中裂化以通过管线235提供第一产物，并且可以通过管线217回收来自FCC系统200的再生炉废气或者烟道气。可以将通过管线111的富链烷烃的进料引入到一个或多个裂化系统或者裂化器402中，以通过管线404提供流出物（“裂化的烷烃”）。例如，所述的裂化器402可以包括一个或多个蒸汽热解裂化器或者链烷烃FCC系统。通过管线404的裂化的烷烃可以使用一个或者多个骤冷塔406冷却，以通过管线408提供骤冷的流出物。
通过管线111引入到裂化器402的富链烷烃的进料可以包括一种或多种具有两个或多个碳原子的链烷烃。例如，所述的烷烃可以包括一种或多种C1-C12链烷烃。通过管线111的富链烷烃的进料可以在约25℃到约200℃的温度下和在低约100kPa到高约2,000kPa的压力下引入到裂化器402。
通过管线111的富链烷烃的进料可以包括C1-C12烷烃。例如，通过管线111的富链烷烃的进料可以包括乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、辛烷、其混合物和/或其组合。通过管线111的富链烷烃的进料可以包括约70wt%到约90wt%的C2–C3烷烃。尽管没有显示，但可以将通过管线111的富链烷烃的进料在低约50℃到高约300℃的温度下引入到蒸汽热解裂化器的对流区。通过管线111的富链烷烃的进料可以在该对流区中加热到约400℃到约700℃的温度。通过管线111的富链烷烃的进料可以部分地完全地在对流区中汽化。例如，通过管线111的富链烷烃的进料的低约10wt%、约15wt%或者约20wt%至高约30wt%、约40wt%或者约50wt%可以在对流区中汽化（未显示）。在另一个实例中，通过管线111的富链烷烃的进料的约55wt%或者更多，约65wt%或者更多，约75wt%或者更多，约85wt%或者更多，约95wt%或者更多，或者约100wt%可以在对流区中汽化（未显示）。
通过管线111的富链烷烃的进料可以经历裂化或者热解以通过管线404产生裂化产物，所述的裂化产物可以包括更小的烷烃和/或烯烃。通过管线404的裂化产物可以包括但不限于，甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、乙烯、丙烯、丁烯、戊烯、己烯或者其任意组合。通过管线404的裂化的烷烃可以包括但不限于，约30wt%、40wt%、约50wt%、约60%或者约95wt%或者更多的C2-C10烃。例如，通过管线404的裂化的烷烃可以包括约5wt%到约90wt%的C2、约5wt%到约60wt%的C3、约5wt%到约65wt%的C4和/或约5wt%到约50wt%的C5和更重的烃。在另一个实例中，通过管线404的裂化的烷烃可以包括约20wt%或更多的，约25wt%或更多的，或者约30wt%或更多的C2-C3烯烃。
尽管在图4中未显示，但是可以将一种或多种混合的烃进料引入到一个或多个预分馏器。在一个或多个预分馏器中，可以将混合的烃进料分馏或者选择性地分离，以在管线102中提供烃的至少一部分和/或通过管线111提供富链烷烃的进料的至少一部分。
管线235中的第一产物可以使用一个或多个分馏器305分馏，以通过管线409提供烯烃混合物和通过管线407提供环烷混合物。所述的通过管线409的烯烃混合物可以与通过管线408的骤冷流出物合并，并且使用一个或多个处理单元315、320和柱子或者分离器325、340、350、355、360和365纯化，以提供多种产物，包括丙烯、乙烯、丙烷和乙烷。从成品中分离的更重的C4-C6烃，可以再循环到FCC系统200和/或裂化器402。
通过管线409的烯烃混合物可以包括一种或多种C2-C10烯烃。所述的通过管线409的烯烃混合物可以包括约40wt%到约95wt%或者更多的C2-C10烃。例如，通过管线409的烯烃混合物可以包括约5wt%到约30wt%的C2，约5wt%到约60wt%的C3，约5wt%到约65wt%的C4，约5wt%到约50wt%的C5。所述的烯烃混合物可以通过管线409在低约120kPa到高达约300kPa的压力下离开分馏器305。
所述的环烷混合物可以包括C8-C15烃，和/或一种或多种重汽油。例如，通过管线407的环烷混合物可以包括约40wt%到约90wt%的C8-C12烃。例如，通过管线407的环烷混合物可以包括10wt%到约40wt%的C8，约5wt%到约20wt%的C9和约10wt%或者更多的C10-C15烃。
骤冷塔406可以是适用于使通过管线404的裂化的烃混合物的温度降低的任意设备、系统或者系统和/或设备的组合。在一个或多个实施方案中，降低裂化的烃的温度可以使得烃裂化的速率减慢或者停止。所述的骤冷塔406可以包括填充介质，以提供裂化的烷烃和热交换介质进行热接触的表面区域。例如，所述的填充介质可以是塔盘、鞍状物、球、不规则片状物、管、螺旋和/或挡板，或者其任意组合。通过管线408的骤冷的流出物可以在约25℃到约100℃的温度下离开骤冷塔406。通过管线408的骤冷的流出物可以包括约20wt%到约60wt%的乙烷和约5wt%到约30wt%的丙烷。
通过管线408的骤冷的流出物可以与通过管线409的烯烃混合物合并，并且使用一个或多个压缩机310压缩，以通过管线412提供压缩的烯烃混合物。通过管线412的压缩的烯烃混合物可以在约500kPa到约4,000kPa的压力下离开压缩机310。例如，通过管线412的压缩的烯烃混合物的压力可以是约500kPa到约3,000kPa，约500kPa到约2,000kPa或者约500kPa到约1,000kPa。管线412中的压缩的烯烃混合物可以在约40℃到约300℃的温度下。
通过管线412的压缩的烯烃混合物可以使用一个或多个处理单元315来处理，以除去任意的充氧剂、酸性气体、水或者其任意组合的至少一部分，从而通过管线417提供经处理的烯烃混合物。通过管线417的经处理的烯烃混合物可以包括约500ppmv或者更少的H2S，或者约50ppmv或者更少的H2S，或者约1ppmv或者更少的H2S。通过管线417的经处理的烯烃混合物可以包括约500ppmv或者更少的CO2，约100ppmv或者更少的CO2或者约50ppmv或者更少的CO2。
通过管线417的经处理的烯烃混合物可以在一个或多个干燥单元320中进行干燥，以提供通过管线422的干燥的乙烯混合物。所述的干燥的乙烯混合物可以包括约100ppmv或者更少的水，约10ppmv或者更少的水，约5ppmv或者更少的水，约1ppmv或者更少的水，约0.5ppmv或者更少的水，或者约0.1ppmv或者更少的水。
管线422中的干燥的乙烯混合物可以被引入到一个或多个脱丙烷塔325，并且在其中选择性地被分离，以提供通过管线427的具有C3和更轻的烃的塔顶馏出物，以及提供通过管线429的具有C4和更重的烃的塔底产物。通过管线427的C3和更轻的烃可以包括约90wt%到约99wt%的C3和更轻的烃。C3和更轻的烃可以包括氢。C3和更轻的烃可以包括约10wt%到约40wt%的C2，约20wt%到约70wt%的C3，和约0.1wt%到约2wt%的H2。通过管线427的C3和更轻的烃可以在约500kPa到约2,500kPa或者约500kPa到约1,000kPa的压力下离开脱丙烷塔325。
通过管线429的C4和更重的烃可以包括约90wt%到约99wt%的C4-C10烃。通过管线429的C4和更重的烃可以包括约30wt%到约80wt%的C4，约5wt%到约30wt%的C5，约5wt%到约20wt%的C6和约5wt%到约20wt%的C7和更重的烃。
通过管线429的C4和更重的烃可以被引入到一个或多个汽油分馏塔365，并且在其中选择性地被分离以提供通过管线467的包含除苯以外的C4-C6烃的塔顶馏出物，以及提供通过管线469的包含苯和C7和更重的烃的塔底产物。通过管线469的C7和更重的烃可以包括约5wt%到约80wt%的C7。例如，C7和更重的烃可以包括约1wt%到约20wt%的C7和约1%到约10wt%的C8和更重的烃。
通过管线467的C4-C6烃的至少一部分可以直接再循环到FCC系统200。例如，通过管线467的C4-C6烃的约55wt%到约65wt%、约65wt%到约75wt%、约75wt%到约85wt%或者约85wt%到约95wt%可以再循环到FCC系统200。在供选择的实例中，通过管线467的C4-C6烃的约10wt%到约20wt%、约20wt%到约30wt%、约30wt%到约40wt%或者约40wt%到约50wt%可以再循环到FCC系统200。在再另一个实例中，仅有管线367中的C4烃可以再循环到FCC系统200。在又一个实例中，仅有管线367中的C5烃可以再循环到FCC系统200。通过管线467的C4-C6烃的至少一部分可以与通过管线104的富烯烃的进料合并。例如，通过管线467的C4-C6烃的约10wt%到约20wt%、约20wt%到约30wt%、约30wt%到约40wt%或者约40wt%到约50wt%可以和通过管线104的富烯烃的进料合并。在供选择的实例中，通过管线467的C4-C6烃的约5wt%到约35wt%、约15wt%到约55wt%、约45wt%到约70wt%、约60wt%到约85wt%或者约75wt%到约100wt%可以和通过管线104的富烯烃的进料合并。
通过管线467的C4-C6烃可以包括丁烷和异丁烷。例如，通过管线467的C4-C6烃可以包括约10wt%到约50wt%的丁烷和约10wt%到约50wt%的异丁烷。通过管线467的C4-C6烃还可以包括约50wt%到约90wt%的C4-C6烯烃。例如，通过管线467的C4-C6烃可以包括约10wt%到约50wt%的C4烯烃，约10wt%到约50wt%的C5烯烃和约5wt%到约30wt%的C6烯烃。
通过管线469的苯和C7和更重的烃可以使用一个或者更多个汽油加氢处理装置370稳定化，以通过管线472提供经处理的汽油。所述的经处理的汽油可以包括约70wt%到约90wt%的C6和更重的烃。经处理的汽油可以包括约75wt%到约85wt%的C6，约15wt%到约25wt%的C7，和约5wt%到约10wt%的C8和更重的烃。
通过管线472的经处理的汽油可以使用一个或者多个BTX单元375来选择性地分离，以通过管线477分离芳香族化合物，以及通过管线479分离萃余液。管线479中的芳香族化合物浓度可以包括低约40wt%或者约50wt%至高约60wt%、约70wt%或者约80wt%的BTX。通过管线477的芳香族化合物可以包括约10wt%到约40wt%的苯，约20wt%到约60wt%的甲苯和约10wt%到约40wt%的二甲苯。通过管线479的萃余液的至少一部分可以直接再循环到FCC系统200（在图4中未显示），或者通过管线104回收到FCC系统200。例如，通过管线479的萃余液的低约10wt%、约15wt%或者约20wt%至高约30wt%、约35wt%或者约40wt%可以再循环到FCC系统200。在至少一个具体的实例中，通过管线479的芳香族化合物的约10wt%、约15wt%或者约20wt%可以再循环到FCC系统200。
通过管线479的萃余液可以是贫芳香族化合物的。例如，所述的萃余液可以包括约40wt%或者更少的BTX，约30wt%或者更少的BTX，约20wt%或者更少的BTX或者约10wt%或者更少的BTX。通过管线477的芳香族化合物的至少一部分可以通过管线111中的富链烷烃的进料再循环到裂化器402，或者直接再循环到裂化器402（未显示）。尽管未显示，但是管线479中的萃余液的至少一部分可以通过管线111中的富链烷烃的进料再循环到裂化器402，或者直接再循环到裂化器402。例如，可以将萃余液的低约20wt%、约25wt%或者约30wt%至高约40wt%、约45wt%或者约50wt%回收到裂化器402。在供选择的实例中，管线477中的萃余液的约70wt%到约90wt%可以通过管线111中的富链烷烃的进料再循环到裂化器402。
回到脱丙烷塔325，通过管线427离开的C3和更轻的烃可以使用一个或多个压缩机330压缩，以通过管线432提供压缩的C3和更轻的烃。压缩C3和更轻的烃可以便于从通过管线427的更重的烃中分离更轻的烃。通过管线432离开一个或多个压缩机330的压缩的C3和更轻的烃可以具有约500kPa到约4,000kPa，约500kPa到约3,000kPa或者约500kPa到约2,000kPa的压力。压缩的C3和更轻的烃可以在约5℃到约100℃的温度下离开一个或多个压缩机330。
通过管线432的压缩的C3和更轻的烃可以使用一个或多个冷冻轮系335冷冻，以通过管线437提供经冷冻的C3和更轻的烃。经冷冻的C3和更轻的烃可以在约-40℃到约40℃的温度下离开所述的一个或多个冷冻轮系335。例如，通过管线437的C3和更轻的烃可以具有约-20℃到约5℃的温度。
通过管线437的经冷冻的C3和更轻的烃可以被引入到一个或多个脱甲烷塔（de-methanizer）340中并且在其中选择性地被分离以通过管线442提供具有甲烷和/或H2的塔顶馏出物，以及通过管线444提供具有C2和C3烃的塔底产物。管线442中的脱甲烷塔塔顶馏出物可以包括约50wt%到约95wt%的甲烷。例如，管线442中的塔顶馏出物可以包括约70wt%到约90wt%的甲烷。管线442中的塔顶馏出物的压力可以是约300kPa到约1,000kPa。管线444中的脱甲烷塔塔底产物可以包括约20wt%到约50wt%的C2和约40wt%到约80wt%的C3。
离开脱甲烷器340的甲烷的全部或者任意部分可以使用一个或多个压缩机345压缩，以通过管线447提供压缩的甲烷，所述的压缩的甲烷可以再循环到FCC系统200。约15vol%到约35vol%，约20vol%到约35vol%，约25vol%到约35vol%或者约30vol%到35vol%的通过管线442的甲烷可以再循环到FCC系统200。通过管线447的压缩的甲烷的压力可以是约100kPa到约1,000kPa，以及温度可以是约25℃到约200℃。管线442中甲烷的至少一部分可以作为最终产物除去。
可以将通过管线444的C2和C3烃引入到一个或多个脱乙烷塔350，并且在其中选择性地被分离以通过管线452提供具有C2烃混合物的塔顶馏出物，以及通过管线454提供具有C3烃混合物的塔底产物。通过管线452的塔顶馏出物可以包括约90wt%、约95wt%或者约99wt%的C2。例如，管线452中的塔顶馏出物可以包括约5wt%到约70wt%的乙烷和约30wt%到约95wt%的乙烯。管线454中的塔底产物还可以包括90wt%、约95wt%或者约99wt%的C3。例如，管线454中的塔底产物可以包括约5wt%到约30wt%的丙烷和约70wt%到约95wt%的丙烯。
通过管线452的C2烃混合物可以被引入到一个或多个C2分流器355，并且在其中选择性地被分离以通过管线457提供塔顶馏出物（“乙烯产物”），以及通过管线459提供塔底产物（“乙烷产物”）。例如，管线457中的乙烯产物可以包括低约90wt%、约91wt%或者约92wt%至高约97wt%、约98wt%或者约99wt%的乙烯。在供选择的实例中，管线457中的乙烯产物可以包括低约97.5wt%、约97.6wt%或者约97.7wt%至高约99.7wt%、约99.8wt%或者约99.9wt%的乙烯。
管线459中的乙烷产物可以包括低约90wt%、约91wt%或者约92wt%至高约97wt%、约98wt%或者约99wt%的乙烷。例如，管线459中的乙烷产物可以包括低约97.5wt%、约97.6wt%或者约97.7wt%至高约99.7wt%、约99.8wt%或者约99.9wt%的乙烷。
通过管线454的C3烃混合物可以被引入到一个或多个C3分流器360并且在其中选择性地被分离以通过管线462提供塔顶馏出物（“丙烯产物”或者“第二产物”），以及通过管线464提供塔底产物（“丙烷产物”）。管线464中的丙烷产物可以包括约90wt%或者更多的，约95wt%或者更多的或者约99wt%或者更多的丙烷。管线462中的丙烯产物可以包括约80wt%或者更多的，约90wt%或者更多的或者约95wt%或者更多的丙烯。
通过管线462的丙烯产物的全部或者任意部分可以通过管线463再循环到通过管线104的富烯烃的进料和/或FCC系统200（未显示）。例如，约10vol%到约60vol%，约20vol%到约60vol%，约30vol%到约60vol%，约40vol%到约60vol%或者约50vol%到约60vol%的管线462中的丙烯产物可以通过管线463再循环到通过管线104的富烯烃的进料和/或直接再循环到FCC系统200（未显示）。在供选择的实例中，约60vol%到约100vol%，约70vol%到约100vol%，约80vol%到约100vol%或者约90vol%到约100vol%的管线462中的丙烯产物可以通过管线463再循环到通过管线104的富烯烃的进料和/或直接再循环到FCC系统200（未显示）。通过管线104中的富烯烃的进料或者直接地将丙烯的至少一部分再循环到FCC系统200，可以抑制FCC系统200中的丙烯产生，从而提高乙烯的产率。
通过管线459的乙烷产物的全部或者任意部分可以通过管线111中的富链烷烃的进料再循环到裂化器402。除此之外，通过管线464的丙烷产物的全部或者任意部分可以通过管线111中的富链烷烃的进料再循环到裂化器402。例如，约60vol%到约100vol%，约70vol%到约100vol%，约80vol%到约100vol%或者约90vol%到约100vol%的通过管线459的乙烷产物和约70vol%到约100vol%，约80vol%到约100vol%或者约90vol%到约100vol%的通过管线464的丙烷产物可以再循环到裂化器402。在供选择的实例中，约15vol%到约55vol%，约25vol%到约55vol%，约35vol%到约55vol%或者约45vol%到约55vol%的通过管线464的丙烷产物可以再循环到裂化器402。除此之外，约15vol%到约45vol%，约25vol%到约45vol%或者约35vol%到约45vol%的通过管线459的乙烷产物可以再循环到裂化器402。管线459中的乙烷产物的至少一部分可以作为成品除去。
在一个或多个实施方案中，可以将现有的FCC系统使用烯烃/链烷烃分离单元或者系统100进行修改和改装，以提供设计的构型和前文所讨论和描述的益处。例如，所述的烯烃/链烷烃分离系统100可以作为消除瓶颈的工具加入。现有的FCC系统可以具有引入到其的烃，其中所述的烃可以是烯烃和链烷烃的混合物。引入到流体催化裂化系统的烃的至少一部分可以转移到分离单元，以分离转移的烃，从而产生包含约70wt%或者更多的烯烃的富烯烃的产物。所述的富烯烃的产物可以被引入到流体催化裂化器中，以使得富烯烃的产物的至少一部分在一种或多种催化剂的存在下，以及在足以产生包含约20wt%或者更多C2-C3烯烃的裂化产物的条件下进行裂化。
本公开文本的实施方案进一步涉及以下段落的一个或多个：
1.一种用于制备烃的方法，该方法包括：分离包含烯烃和链烷烃的烃，以产生包含约70wt%或更多的烯烃的富烯烃的烃和包含约70wt%或更多的链烷烃的富链烷烃的烃；以及在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约20wt%或者更多C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化富烯烃的烃的至少一部分。
2.段落1的方法，还包括在足以产生第二裂化产物的条件下裂化富链烷烃的烃，所述的第二裂化产物包含约10wt%到约60wt%的乙烯和约5wt%到约50wt%的丙烯。
3.根据段落1或者2的方法，其中分离烃包括：吸附烃中包含的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；使用驱替介质来驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；分馏贫烯烃的烃，以产生富链烷烃的烃；和分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生富烯烃的烃和再循环驱替介质。
4.根据段落1-3中任一项的方法，其中分离烃包括回收烃中所包含的约95%或更多的烯烃。
5.根据段落1-4中任一项的方法，其中分离烃包括多床吸附。
6.根据段落1-5中任一项的方法，其中所述的富烯烃的烃包含约98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
7.根据段落1-6中任一项的方法，其中所述的烃包含约60wt%或者更多的C2-C12烯烃和链烷烃。
8.根据段落1-7中任一项的方法，其中所述的烃包含约75wt%或者更多的C2-C5烯烃和链烷烃。
9.根据段落1-8中任一项的方法，其中所述的富烯烃的烃包含约95wt%或者更多的C2-C5烯烃，以及富链烷烃的烃包含约60wt%或者更多的C2-C5链烷烃。
10.一种用于制备烃的方法，该方法包括：分离烃，其包括：纯化烃，以提供纯化的烃；吸附纯化的烃中所包含的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；使用驱替介质来驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；分馏贫烯烃的烃，以产生包含约60wt%或者更多的C2-C5链烷烃的富链烷烃的产物；和分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生包含约90wt%或者更多的C2-C5烯烃的富烯烃的产物和再循环驱替介质；以及在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约25wt%或者更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化富烯烃的产物的至少一部分。
11.段落10的方法，其中所述的富烯烃的产物在约590℃到约675℃的温度下裂化。
12.段落10或者11的方法，其中烯烃的吸附发生在多床吸附单元中。
13.根据段落10-12任一项的方法，其中所述的富烯烃的产物包含98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
14.根据段落10-13中任一项的方法，其中富烯烃的产物在约68kPa到约690kPa的压力下裂化。
15.根据段落10-14中任一项的方法，还包括将裂化的产物分馏，以提供环烷混合物和烯烃混合物。
16.根据段落10-15中任一项的方法，还包括：压缩烯烃混合物，以产生压缩的烯烃混合物；处理所述的压缩的烯烃混合物，以产生经处理的烯烃混合物；干燥经处理的烯烃混合物，以产生干燥的烯烃混合物；和分离干燥的烯烃混合物，以产生包含C3和更轻的烃的塔顶馏出物和包含C4和更重的烃的塔底产物。
17.一种用于制备烃的系统，该系统包括：适合将包含烯烃和链烷烃的烃分离以产生富烯烃的烃和富链烷烃的烃的分离单元，所述富烯烃的烃包含约70wt%或者更多的C2-C12烯烃，所述富链烷烃的烃包含约70wt%或者更多的C2-C12链烷烃；以及适合裂化富烯烃的烃的至少一部分以产生第一裂化产物的流体催化裂化单元，所述的第一裂化产物包含约20wt%或者更多的C2-C3烯烃。
18.段落17的系统，其中所述的分离单元包括纯化器、多床吸附器和一个或多个分馏器。
19.段落18的系统，其中所述的多床吸附器包括两个或更多个吸附单元。
20.段落17到19的系统，还包括适合裂化富链烷烃的烃的至少一部分，以产生第二裂化产物的热裂化单元，其中所述的热裂化单元是蒸汽热解裂化器。
21.一种用于改装流体催化裂化系统的方法，所述的系统具有引入到其的包含烯烃和链烷烃的混合物的烃，所述方法包括将引入到流体催化裂化系统的烃的至少一部分转移到分离单元，以分离该转移的烃，从而产生包含约70wt%或者更多烯烃的富烯烃的产物；和将富烯烃的产物引入到流体催化裂化器，以在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约20wt%或者更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下裂化富烯烃的产物的至少一部分。
22.段落21的方法，其中分离转移的烃包括：吸附包含在转移的烃中的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；使用驱替介质驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；分馏所述的贫烯烃的烃，以产生包含约60wt%或者更多C2-C5链烷烃的富链烷烃的产物；和分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生富烯烃的产物和再循环驱替介质。
23.段落21或22的方法，其中烯烃的吸附发生在多床吸附单元中。
24.段落21-23中任一项的方法，其中富烯烃的产物包含约98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
已经使用一组数值上限和一组数值下限来描述某些实施方案和特征。应当理解，除非另有说明，考虑任意下限到任意上限的范围。某些下限、上限和范围出现在下文的一个或多个权利要求中。所有的数值都是所指出的值的“大约”或者“近似”值，并且考虑了本领域一般技术人员能够预料的实验误差和偏差。
在前文中定义了多个术语。当在权利要求中所使用的术语不是如前文所定义的情况下，应当赋予其相关领域的人员赋予该术语的在至少一个印刷出版物或者授权专利中所反映的最宽泛的定义。除此之外，在本申请中引用的所有专利、测试程序和其他文件都完全地引入作为参考，其引入的程度与本申请无不一致之处并且处在引入允许的司法管辖范围内。
尽管前文涉及了本申请的实施方案，但是在不背离本申请的基本范围的情况下，可以设计本发明的其他和另外的实施方案，并且其范围由以下的权利要求书来确定。

Claims (24)

1.一种用于制备烃的方法，所述方法包括：
分离包含烯烃和链烷烃的烃，以产生包含约70wt%或更多的烯烃的富烯烃的烃和包含约70wt%或更多的链烷烃的富链烷烃的烃；以及
在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约20wt%或者更多C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化富烯烃的烃的至少一部分。
2.权利要求1的方法，还包括在足以产生第二裂化产物的条件下裂化富链烷烃的烃，所述第二裂化产物包含约10wt%到约60wt%的乙烯和约5wt%到约50wt%的丙烯。
3.权利要求1的方法，其中分离烃包括：
吸附烃中包含的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；
使用驱替介质驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；
分馏贫烯烃的烃，以产生富链烷烃的烃；和
分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生富烯烃的烃和再循环驱替介质。
4.权利要求1的方法，其中分离烃包括回收烃中所包含的约95%或更多的烯烃。
5.权利要求1的方法，其中分离烃包括多床吸附。
6.权利要求1的方法，其中所述富烯烃的烃包含约98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
7.权利要求1的方法，其中所述烃包含约60wt%或者更多的C2-C12烯烃和链烷烃。
8.权利要求1的方法，其中所述烃包含约75wt%或者更多的C2-C5烯烃和链烷烃。
9.权利要求8的方法，其中所述富烯烃的烃包含约95wt%或者更多的C2-C5烯烃，以及所述富链烷烃的烃包含约60wt%或者更多的C2-C5链烷烃。
10.一种用于制备烃的方法，所述方法包括：
分离烃，其包括：
纯化烃，以提供纯化的烃；
吸附纯化的烃中所包含的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；
使用驱替介质来驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；
分馏贫烯烃的烃以产生包含约60wt%或者更多的C2-C5链烷烃的富链烷烃的产物；和
分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生包含约90wt%或者更多的C2-C5烯烃的富烯烃的产物和再循环驱替介质；以及
在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约20wt%或者更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化富烯烃的产物的至少一部分。
11.权利要求10所述的方法，其中所述富烯烃的产物在约590℃到约675℃的温度下裂化。
12.权利要求10所述的方法，其中所述烯烃的吸附发生在多床吸附单元中。
13.权利要求10所述的方法，其中所述富烯烃的产物包含98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
14.权利要求10所述的方法，其中所述富烯烃的产物在约68kPa到约690kPa的压力下裂化。
15.权利要求10所述的方法，其还包括将裂化的产物分馏，以提供环烷混合物和烯烃混合物。
16.权利要求15所述的方法，还包括：
压缩烯烃混合物，以产生压缩的烯烃混合物；
处理所述压缩的烯烃混合物，以产生经处理的烯烃混合物；
干燥经处理的烯烃混合物，以产生干燥的烯烃混合物；和
分离干燥的烯烃混合物，以产生包含C3和更轻的烃的塔顶馏出物和包含C4和更重的烃的塔底产物。
17.一种用于制备烃的系统，所述系统包括：
适合将包含烯烃和链烷烃的烃分离以产生富烯烃的烃和富链烷烃的烃的分离单元，所述富烯烃的烃包含约70wt%或者更多的C2-C12烯烃，所述富链烷烃的烃包含约70wt%或者更多的C2-C12链烷烃；以及
适合裂化富烯烃的烃的至少一部分以产生第一裂化产物的流体催化裂化单元，所述第一裂化产物包含约20wt%或者更多的C2-C3烯烃。
18.权利要求17所述的系统，其中所述分离单元包括纯化器、多床吸附器和一个或多个分馏器。
19.权利要求18所述的系统，其中所述多床吸附器包括两个或更多个吸附单元。
20.权利要求17所述的系统，还包括适合裂化富链烷烃的烃的至少一部分，以产生第二裂化产物的热裂化单元，其中所述热裂化单元是蒸汽热解裂化器。
21.一种用于改装流体催化裂化系统的方法，所述系统具有引入到其的包含烯烃和链烷烃的混合物的烃，所述方法包括：
将引入到流体催化裂化系统的烃的至少一部分转移到分离单元，以分离该转移的烃，从而产生包含约70wt%或者更多烯烃的富烯烃的产物；和
将富烯烃的产物引入到流体催化裂化器，以在一种或多种催化剂的存在下，在足以产生包含约20wt%或者更多的C2-C3烯烃的裂化产物的条件下，裂化富烯烃的产物的至少一部分。
22.权利要求21所述的方法，其中所述分离转移的烃包括：
吸附包含在转移的烃中的任意烯烃的至少一部分，以提供贫烯烃的烃；
使用驱替介质驱替吸附的烯烃的至少一部分，以提供与驱替介质混合的富烯烃的烃；
分馏所述贫烯烃的烃，以产生包含约60wt%或者更多C2-C5链烷烃的富链烷烃的产物；和
分馏与驱替介质混合的富烯烃的烃，以产生富烯烃的产物和再循环驱替介质。
23.权利要求21所述的方法，其中所述烯烃的吸附发生在多床吸附单元中。
24.权利要求21所述的方法，其中所述富烯烃的产物包含约98.5wt%或者更多的C2-C4烯烃。
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