CN104334694B - 由原油生产石油化学产品的集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺 - Google Patents

Abstract

提供了一种用于由原油原料生产烯烃和芳香族石油化学产品的集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺。在可有效产生经过加氢处理的流出物的条件下将原油和氢加到加氢处理区，在蒸汽存在下，在蒸汽热解区中对所述经过加氢处理的流出物进行热裂化，以产生混合产物流。对重质组分进行催化裂化，所述重质组分得自于经过加氢处理的流出物、所述蒸汽热解区内经过加热的物流或催化裂化的混合产物流中的一者或多者。产生催化裂化产物，将其与所述混合产物流组合并且分离所组合的物流，且回收烯烃和芳烃作为产物流。

Description

由原油生产石油化学产品的集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺

相关申请

本申请要求2012年3月20日提交的美国临时专利申请号61/613,315和2013年3月14日提交的美国临时专利申请号61/785,913的优先权权益，该两文献以引用的方式并入本文中。

发明背景

发明领域

本发明涉及一种用于生产如烯烃和芳烃等石油化学产品的集成加氢处理、蒸汽热解和流化催化裂化工艺。

相关技术说明

低级烯烃(例如乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯)和芳烃(例如苯、甲苯和二甲苯)是广泛用于石油化工和化学工业的基本中间物。热裂化或蒸汽热解是典型地在蒸汽存在下和在无氧条件下形成这些材料的工艺的一种主要类型。蒸汽热解的原料可以包括石油气体和馏分，如石脑油、煤油和瓦斯油。在原油精炼中，这些原料的可用性常常受到限制，并且需要昂贵的能量密集型工艺步骤。

已经使用重质烃作为蒸汽热解反应器的原料进行了研究。常规重质烃热解操作中的一个主要缺点是焦炭形成。举例来说，用于重质液体烃的蒸汽裂化工艺公开在美国专利号4,217,204中，其中将熔融盐雾引入到蒸汽裂化反应区中，以试图将焦炭形成减到最少。在一个使用康拉逊残碳为3.1重量％的阿拉伯轻质原油的实施例中，在熔融盐存在下，裂化设备能够连续操作624小时。在不加入熔融盐的对比例中，蒸汽裂化反应器在仅5小时后就因为反应器中形成焦炭而被阻塞并且变得不可操作。

另外，使用重质烃作为蒸汽热解反应器的原料时烯烃和芳烃的产率和分布与使用轻质烃原料时的不同。重质烃与轻质烃相比具有较高的芳烃含量，如较高的矿务局相关指数(BMCI)所指示。BMCI是原料芳香度的度量，且计算如下:

BMCI＝87552/VAPB+473.5*(sp.gr.)-456.8(1)

其中：

VAPB＝体积平均沸点(兰氏度)，且

sp.gr.＝原料的比重。

当BMCI减小时，预期乙烯产率增加。因此，高石蜡或低芳烃进料通常优选进行蒸汽热解，以便在反应器旋管部分中获得所需烯烃的较高产率且避免存在较多不希望的产物和焦炭形成。

Cai等,“CokeFormationinSteamCrackersforEthyleneProduction,”Chem.Eng.&Proc.,第41卷,(2002),199–214中已经报告了蒸汽裂化器中的绝对焦炭形成速率。总体来说，绝对焦炭形成速率呈烯烃>芳烃>石蜡烃这样的升序，其中烯烃表示重烯烃

为了能够响应于对这些石油化学产品的不断增长的需求，能以较大的量使用的其它类型进料，如未处理的原油，对生产商具有吸引力。使用原油进料将最小化或消除精炼的可能性，精炼是生产这些必需的石油化学产品中的瓶颈。

发明概述

本文中的系统和工艺提供了一种集成有加氢处理区以便允许直接处理原料(包括原油原料)以生产石油化学产品(包括烯烃和芳烃)的蒸汽热解区。

提供了一种用于由原油原料生产烯烃和芳香族石油化学产品的集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺。在可有效生产具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、减小的矿务局相关指数和增加的美国石油学会比重的流出物的条件下将原油和氢气加到加氢处理区。在蒸汽热解区中，在蒸汽存在下对经过加氢处理的流出物进行热裂化，以产生混合产物流。对重质组分进行催化裂化，所述重质组分得自于经过加氢处理的流出物、蒸汽热解区内经过加热的物流或来自于蒸汽裂化的混合产物流中的一者或多者。产生催化裂化产物，将其与所述混合产物流组合并且分离所组合的物流，且回收烯烃和芳烃作为产物流。

如本文中所使用，术语“原油”应理解为包括来自于常规来源的全原油，包括已经进行了一定的预处理的原油。术语原油还应该理解为包括已经进行了水-油分离和/或气-油分离和/或脱盐和/或稳定的原油。

下文详细论述本发明工艺的其它方面、实施方案和优点。此外，应理解，前述信息和以下详细描述都仅仅是各种方面和实施方案的说明性实例，并且打算为理解所要求的特征和实施方案的特性和特征提供综述或框架。附图是说明性的，并且是为了加深对本发明工艺的各种方面和实施方案的理解而提供。

附图简述

将在下文且参考附图更详细地描述本发明，其中：

图1是本文中所描述的集成工艺的一个实施方案的工艺流程图；

图2A-2C是本文中所描述的集成工艺的某些实施方案中所使用的气-液分离装置的透视图、顶视图和侧视图的示意性说明；

图3A-3C是本文中所描述的集成工艺的某些实施方案中所使用的闪蒸容器中的气-液分离装置的截面视图、放大截面视图和顶部截面视图的示意性说明；

图4是下流式流化催化裂化反应器系统的简要图；且

图5是上升管式流化催化裂化反应器系统的简要图。

发明详述

图1中示出了包括集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺的工艺流程图。所述集成系统总体上包括选择性加氢处理区、蒸汽热解区、流化催化裂化区和产品分离区。

所述选择性加氢处理区总体上包括加氢处理反应区4，所述加氢处理区具有用于接收原油进料1、从蒸汽热解产物流再循环而来的氢气2和必要时存在的补充氢气(未示出)的混合物3的入口。加氢处理反应区4还包括用于排出经过加氢处理的流出物5的出口。

在热交换器(未示出)中冷却来自于加氢处理反应区4的反应器流出物5，且送到高压分离器6。在胺单元12中净化分离器顶部物质7，且将产生的富氢气体流13传送到再循环压缩器14以用作加氢处理反应器中的再循环气体15。来自于高压分离器6的底部物流8基本上呈液相，将其冷却并引入到低压冷分离器9中，在其中将它分离成气体物流和液体物流10a。来自于低压冷分离器的气体包括氢气、H₂S、NH₃和任何轻质烃，如C₁-C₄烃。典型地，将这些气体送出以便进行进一步处理，如闪光处理或燃料气体处理。根据本文中的工艺和系统的某些实施方案，通过将物流11与蒸汽裂化器产物44组合作为产物分离区的组合进料来从其中回收氢气和其它烃。液体物流10a的全部或一部分充当加到蒸汽热解区30的经过加氢处理的裂化进料。

蒸汽热解区30总体上包括可基于本领域中已知的蒸汽热解单元操作(例如在蒸汽存在下将热裂化进料加到对流部分)进行操作的对流部分32和热解部分34。

在某些实施方案中，气-液分离区36包括在部分32与34之间。来自于对流区32的经过加热的裂化进料所通过被分馏的气-液分离区36可以是闪蒸分离装置、基于对蒸气和液体进行物理或机械分离的分离装置或包括这些装置类型中的至少一种的组合。

在其它实施方案中，气-液分离区18包括在部分32的上游。物流10a在气-液分离区18中被分馏成气相和液相，所述气-液分离区可以是闪蒸分离装置、基于对蒸气和液体进行物理或机械分离的分离装置或包括这些装置类型中的至少一种的组合。

有用的气-液分离装置示范为且参考图2A-2C和3A-3C。气-液分离装置的类似配置描述于美国专利公开号2011/0247500中，该案以全文引用的方式并入本文中。在这个装置中，蒸气和液体流经气旋几何结构，该装置在此以等温方式且以非常短的停留时间(在某些实施方案中小于10秒)并且以相对较低的压降(在某些实施方案中小于0.5巴)进行操作。总体来说，蒸气以循环模式旋转以产生力，其中较重的液滴和液体被捕获并且引导到液体出口作为可以传送到流化催化裂化区的液体残余物，而蒸气被引导通过蒸气出口。在设置气-液分离装置36的实施方案中，液相38作为残余物排出，而气相是热解部分34的装料37。在设置气-液分离装置18的实施方案中，液相19作为残余物排出，而气相是对流部分32的装料10。改变蒸发温度和流体速度以调节近似温度截止点，例如在与残余燃油掺合物相容的某些实施方案中，例如约540℃。

在本文中的工艺中，使所有不合格残余物或再循环的底部物质，例如物流19、38和72，经过加氢处理区且与初始进料相比，含有减少量的杂原子化合物，包括含硫、含氮和金属化合物。可以将这些残余物流的全部或一部分加到流化催化裂化区25以便如本文中所描述进行处理。

淬火区40也集成在蒸汽热解区30的下游，且包括与蒸汽热解区30的出口流体连通的用于接收混合产物流39的入口、用于接收淬火溶液42的入口、用于将经过淬火的混合产物流44排到分离区的出口和用于排出淬火溶液46的出口。

总体来说，中间淬火混合产物流44被转化为中间产物流65和氢气62。在加氢处理反应区中对所回收的氢气进行纯化，且用作再循环氢气流2。在分离区70中，中间产物流65总体上被分馏成最终产物和残余物，所述分离区可以是一个或多个分离单元，如多个分馏塔，包括如本领域技术人员已知的脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔。举例来说，合适的设备描述于“Ethylene,”Ullmann’sEncyclopediaofIndustrialChemistry,第12卷,第531–581页中，特别是图24、图25和图26，该文献以引用的方式并入本文中。

产物分离区70与产物流65流体连通且包括多种产物73-78，其包括用于排出甲烷的出口78、用于排出乙烯的出口77、用于排出丙烯的出口76、用于排出丁二烯的出口75、用于排出混合丁烯的出口74和用于排出热解汽油的出口73。另外，回收热解燃料油71，例如，作为将在异地精炼厂进行进一步处理的低硫燃料油掺合物。可以将所排出的热解燃料油的部分72加到流化催化裂化区25(如虚线所指示)。注意，尽管示出了六个产物出口以及氢气再循环出口和底部出口，但可以设置更少或更多个，这取决于例如所采用的分离单元的配置以及产率和分布要求。

流化催化裂化区25总体上包括一个或多个反应部分，在所述反应部分中引入装料和有效量的流化裂化催化剂。另外，可以集成蒸汽与进料以使进料雾化或分散到流化催化裂化反应器中。流化催化裂化区25的装料包括来自于气-液分离区18的底部物质19的全部或一部分，或来自于气-液分离部分36的底部物质38的全部或一部分。另外，如本文中所描述，可以将来自于产物分离区70的热解燃料油71的全部或一部分72组合，作为流化催化裂化区25的装料。

另外，流化催化裂化区25包括再生部分，在所述再生部分中，已经焦化且因此达到活性催化位点的通路受到限制或不复存在的裂化催化剂经历高温和氧气源以燃烧所累积的焦炭，并且经历蒸汽以汽提用过的催化剂上所吸附的重质油。尽管本文中就图4和5描述了某些FCC单元的配置，但本领域技术人员应了解，可以采用其它众所周知的FCC单元。

在某些实施方案中，流化催化裂化区25在促进烯烃形成同时最小化如氢转移反应等烯烃消耗反应的条件下操作。在某些实施方案中，流化催化裂化区25可以分类为高严格度流化催化裂化系统。

在采用图1中所示的配置的工艺中，将原油原料1与有效量的氢气2和15(和任选地存在的补充氢气，未示出)混合，且在300℃到450℃范围内的温度下将混合物3加到选择性加氢处理反应区4的入口。在某些实施方案中，加氢处理反应区4包括一个或多个如共同拥有的美国专利公开号2011/0083996和PCT专利申请公开号WO2010/009077、WO2010/009082、WO2010/009089和WO2009/073436中所描述的单元操作，所有这些文献都以全文引用的方式并入本文中。举例来说，加氢处理反应区可以包括一个或多个含有有效量的加氢脱金属催化剂的床，和一个或多个含有有效量的具有加氢脱芳烃、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化功能的加氢处理催化剂的床。在其它实施方案中，加氢处理反应区4包括多于两个催化剂床。在其它实施方案中，加氢处理反应区4包括多个反应容器，各反应容器含有例如具有不同功能的催化剂床。

加氢处理反应区4在可对原油原料进行有效的加氢脱金属、加氢脱芳烃、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化的参数下操作。在某些实施方案中，使用以下条件进行加氢处理：在300℃到450℃范围内的温度下操作；在30巴到180巴的压力下操作；和液体时空速度(LHSV)在0.1h^-1到10h^-1范围内。值得注意的是，使用原油作为加氢处理反应区4中的原料时，显示出了许多优点，例如，如与相同加氢处理单元操作用于大气压残余物时相比。举例来说，在开始时或运行温度在370℃到375℃范围内时,钝化速率在1℃/月左右。相反，如果要对残余物进行处理，那么钝化速率将更接近于约3℃/月到4℃/月。对大气压残余物的处理典型地采用200巴左右的压力，而处理原油的本发明工艺可以在低达100巴的压力下操作。另外，为了实现增加进料的氢气含量所需的高水平的饱和，当与大气压残余物相比时，这一工艺可以在高吞吐量下操作。LHSV可以高达0.5h^-1，而大气压残余物的则典型地为0.25h^-1。意外的发现是当处理原油时钝化速率处于通常观察到的结果的反方向。低吞吐量(0.25h^-1)下的钝化是4.2℃/月，而较高吞吐量(0.5h^-1)下的钝化是2.0℃/月。在工业上考虑的每次进料下，观察结果相反。这可以归因于催化剂的洗涤作用。

在热交换器(未示出)中冷却来自于加氢处理反应区4的反应器流出物5并且送到高压冷或热分离器6。在胺单元12中净化分离器顶部物质7，且将产生的富氢气体流13传送到再循环压缩器14以用作加氢处理反应区4中的再循环气体15。来自于高压分离器6的分离器底部物质8基本上呈液相，将其冷却并引入到低压冷分离器9。可以用常规方式净化来自于低压冷分离器的其余气体，即物流11，包括氢气、H₂S、NH₃和任何轻质烃(其可以包括C₁-C₄烃)，且送出以便进行进一步处理，如闪光处理或燃料气体处理。在本发明工艺的某些实施方案中，通过组合物流11(如虚线所指示)与裂化气体，即来自于蒸汽裂化器产物的物流44来回收氢气。

在某些实施方案中，底部物流10a是加到蒸汽热解区30的进料10。在其它实施方案中，将来自于低压分离器9的底部物质10a送到分离区18，其中所排出的蒸气部分是加到蒸汽热解区30的进料10。蒸气部分可以具有例如对应于物流10a的沸点的初始沸点和在约350℃到约600℃范围内的最终沸点。分离区18可以包括合适的气-液分离单元操作，如闪蒸容器、基于对蒸气和液体进行物理或机械分离的分离装置或包括这些装置类型中的至少一种的组合。呈独立式装置形式或安装在闪蒸容器入口处的气-液分离装置的某些实施方案分别描述于图2A-2C和3A-3C中。

蒸汽热解进料10含有降低的污染物(例如，金属、硫和氮)含量、增加的链烷烃含量、减小的BMCI和增加的美国石油学会(API)比重。在有效量的蒸汽(例如，经由蒸汽入口接收的)的存在下，将含有与进料1相比增加的氢气含量的蒸汽热解进料10传输到蒸汽热解区30的对流部分32的入口。在对流部分32中，将混合物加热到预定温度，例如，使用一个或多个废热流或其它合适的加热配置。在某些实施方案中，将混合物加热到温度为400℃到600℃范围内的温度，并且将沸点低于所述预定温度的材料汽化。

将轻质馏分与附加物流的经过加热的混合物传送到热解部分34，以产生混合产物流39。在某些实施方案中，将来自于部分32的经过加热的混合物传送到气-液分离部分36，以排出呈低硫燃料油组分形式的部分38，所述低硫燃料油组分适合在某些实施方案中用作FCC原料或在某些实施方案中用作热解燃料油掺合物组分(未示出)。

蒸汽热解区30在可使进料10有效裂化成所需产物(包括乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和汽油和燃料油)的参数下操作。在某些实施方案中，使用以下条件进行蒸汽裂化：在对流部分和热解部分中温度在400℃到900℃范围内；对流部分中的蒸汽对烃比率在0.3:1到2:1范围内；以及在对流部分和热解部分中的停留时间在0.05秒到2秒范围内。

在某些实施方案中，气-液分离部分36包括一个或多个气液分离装置80，如图2A-2C中所示。气液分离装置80具有操作经济性且无需维护，因为它不需要能量或化学产品供应。总体来说，装置80包括三个端口，包括用于接收气-液混合物的进入口82、分别用于排出和收集所分离的气相和液相的蒸气排出口84和液体排出口86。装置80基于包括以下各项的现象组合进行操作：利用球形流体预旋转部分将来料混合物的线性速度转化成旋转速度，用于预分离蒸气与液体的受控离心作用和用于促进蒸气与液体分离的气旋作用。为了实现这些作用，装置80包括预旋转部分88、受控气旋垂直部分90和液体收集器/沉降部分92。

如图2B中所示，预旋转部分88包括介于横截面(S1)与横截面(S2)之间的受控预旋转元件和通到受控气旋垂直部分90且位于横截面(S2)与横截面(S3)之间的连接元件。来自于具有直径(D1)的入口82的气液混合物在横截面(S1)上沿切线方向进入所述设备。根据以下等式，来料流的进入截面(S1)的面积是入口82的面积的至少10％:

$\frac{\mathrm{\π}*{\left(D1\right)}^2}{4}---\left(2\right)$

预旋转元件88限定曲线流动路径，并且其特征在于从入口横截面S1向出口横截面S2，横截面恒定、减小或增加。在某些实施方案中，受控预旋转元件的出口横截面(S2)与入口横截面(S1)之间的比率在0.7≤S2/S1≤1.4之间。

混合物的旋转速度取决于预旋转元件88的中心线的曲率半径(R1)，其中所述中心线定义为接合预旋转元件88的连续横截面表面的所有中心点的曲线。在某些实施方案中，曲率半径(R1)在2≤R1/D1≤6范围内，其中张角在150°≤αR1≤250°范围内。

入口截面S1处的横截面形状虽然被描述为总体上呈正方形，但它可以是矩形、圆角矩形、圆形、椭圆形或其它直线、曲线或上述形状的组合。在某些实施方案中，沿流体通过的预旋转元件88的曲线路径的横截面的形状逐渐变化，例如从大体上正方形变成矩形。元件88的横截面的逐渐变成矩形有利地使开口面积最大化，因而允许气体在早期与液体混合物分离且实现均匀速度分布并且使流体流中的剪切应力最小化。

来自于受控预旋转元件88的截面(S2)的流体流经由连接元件通过截面(S3)到达受控气旋垂直部分90。连接元件包括开放区域，所述开放区域对气旋垂直部分90的入口开放并且与其连接或成一体。流体流以高旋转速度进入所述受控气旋垂直部分90，以产生气旋效应。连接元件出口截面(S3)与入口截面(S2)之间的比率在某些实施方案中处于2≤S3/S1≤5范围内。

处于高旋转速度下的混合物进入气旋垂直部分90。动能降低，且蒸气在气旋作用下与液体分离。在气旋垂直部分90的上部90a和下部90b中形成气旋。在上部90a中，混合物的特征在于高蒸气浓度，而在下部90b中，混合物的特征在于高液体浓度。

在某些实施方案中，气旋垂直部分90的内径D2在2≤D2/D1≤5范围内，且可以沿其高度方向恒定不变，上部90a的长度(LU)在1.2≤LU/D2≤3范围内，且下部90b的长度(LL)在2≤LL/D2≤5范围内。

气旋垂直部分90在蒸气出口84附近的端部连接到部分开放的释放上升管并且连接到蒸汽热解单元的热解部分。部分开放的释放上升管的直径(DV)在某些实施方案中处于0.05≤DV/D2≤0.4范围内。

因此，在某些实施方案中，且取决于来料混合物的性质，其中较大体积分数的蒸气通过具有直径DV的部分开放的释放管从出口84排出装置80。具有低蒸气浓度或不存在蒸气浓度的液相(例如，残余物)通过气旋垂直部分90的具有横截面积S4的底部部分排出,且收集在液体收集器和沉降管92中。

气旋垂直部分90与液体收集器和沉降管92之间的连接区域的角度在某些实施方案中是90o。在某些实施方案中，液体收集器和沉降管92的内径在2≤D3/D1≤4范围内，且在整个管长度上是恒定的，并且液体收集器和沉降管92的长度(LH)在1.2≤LH/D3≤5范围内。通过具有直径DL且位于沉降管底部或邻近沉降管底部的管子86从所述设备中去除具有低蒸气体积分数的液体，所述直径在某些实施方案中在0.05≤DL/D3≤0.4范围内。

在某些实施方案中，设置在操作和结构方面类似于装置80而不具有液体收集器和沉降管送回部分的气-液分离装置18或36。举例来说，气-液分离装置180用作闪蒸容器179的入口部分，如图3A-3C中所示。在这些实施方案中，容器179的底部充当来自于装置180的回收液体部分的收集和沉降区。

总体来说，通过闪蒸容器179的顶部194排出气相，并且从闪蒸容器179的底部196回收液相。气-液分离装置180具有操作经济性且无需维护，因为它不需要能量或化学产品供应。装置180包括三个端口，包括用于接收气-液混合物的进入口182、用于排出所分离的蒸气的蒸气排出口184和用于排出所分离的液体的液体排出口186。装置180基于包括以下各项的现象组合进行操作：利用球形流体预旋转部分将来料混合物的线性速度转化成旋转速度，用于预分离蒸气与液体的受控离心作用和用于促进蒸气与液体分离的气旋作用。为了实现这些作用，装置180包括预旋转部分188和具有上部190a和下部190b的受控气旋垂直部分190。具有低液体体积分数的蒸气部分通过具有直径(DV)的蒸汽排出口184排出。上部190a是部分或完全开放的，且具有在某些实施方案中处于0.5<DV/DII<1.3范围内的内径(DII)。具有低蒸气体积分数的液体部分由具有在某些实施方案中处于0.1<DL/DII<1.1范围内的内径(DL)的液体端口186排出。收集液体部分并且从闪蒸容器179的底部排出。

为了增强或控制相分离(总体上通过抑制烃的沸点和减少焦炭形成)，向气-液分离装置80或180的进料中加入加热蒸汽。还可以利用如本领域技术人员已知的常规热交换器来加热进料。调节装置80或180的进料的温度，使得所需的残余物馏分作为液体部分排出，例如在约350℃到约600℃范围内。

尽管已经独立地且以独立的部分描述了气-液分离装置的不同部件，但本领域技术人员应理解，设备80或设备180可以形成为单片式结构，例如，它可以浇铸或模制，或者它可以由独立的零件组装，例如，通过将独立的组件焊接或以其它方式连接在一起，所述组件可能或可能不精确对应于本文中所描述的部件或部分。

本文中所描述的气-液分离装置可能设计用于容纳一定的流速和组成以实现所需的分离，例如，在540℃下。在一个实施例中，对于540℃和2.6巴下的总流速2002m³/天和入口处具有密度分别为729.5kg/m³、7.62kg/m³和0.6941kg/m³的7％液体、38％蒸气和55％蒸汽的流体组成来说，装置80(不存在闪蒸容器)的合适的尺寸包括D1＝5.25cm；S1＝37.2cm²；S1＝S2＝37.2cm²；S3＝100cm²；αR1＝213°；R1＝14.5cm；D2＝20.3cm；LU＝27cm；LL＝38cm；LH＝34cm；DL＝5.25cm；DV＝1.6cm；和D3＝20.3cm。对于相同的流速和特征来说，闪蒸容器中所使用的装置180包括D1＝5.25cm；DV＝20.3cm；DL＝6cm；和DII＝20.3cm。

应了解，虽然陈述了不同的尺寸作为直径，但在组件零件不是圆柱形的实施方案中，这些值也可以是当量有效直径。

将混合产物流39传送到具有经由独立的入口引入的淬火溶液42(例如，水和/或热解燃料油)的淬火区40的入口，以产生具有降低的温度，例如约300℃的经淬火混合产物流44，且排出用过的淬火溶液46。来自于裂化器的气体混合物流出物39典型地为氢气、甲烷、烃类、二氧化碳和硫化氢的混合物。在利用水或油淬火进行冷却之后，在多阶段压缩区51中，典型地在4-6个阶段中压缩混合物44，以产生压缩气体混合物52。在碱性处理单元53中处理压缩气体混合物52，以产生脱除了硫化氢和二氧化碳的气体混合物54。在压缩区55中进一步压缩气体混合物54，且所得裂化气体56典型地在单元57中进行低温处理以脱水，且通过使用分子筛进行进一步干燥。

将来自于单元57的冷裂化气流58传送到脱甲烷塔59，从中由裂化气流产生含有氢气和甲烷的塔顶物流60。然后将来自于脱甲烷塔59的底部物流65送出以便在包括分馏塔(包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔)的产物分离区70中进行进一步处理。还可以采用脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的顺序不同的工艺配置。

根据本文中的工艺，在脱甲烷塔59处与甲烷分离且在单元61中进行氢气回收之后，获得纯度典型地为80-95体积％的氢气62。单元61中的回收方法包括低温回收(例如，在约-157℃的温度下)。然后将氢气流62传送到氢气纯化单元64，如变压吸附(PSA)单元，以获得纯度为99.9％+的氢气流2，或膜分离单元，以获得纯度为约95％的氢气流2。然后将经过纯化的氢气流2反向再循环，以充当加氢处理反应区的必需氢气的主要部分。另外，较小比例可以用于乙炔、甲基乙炔和丙二烯的氢化反应(未示出)。另外，根据本文中的工艺，甲烷流63可以任选地再循环到蒸汽裂化器以用作燃烧器和/或加热器的燃料(如虚线所指示)。

将来自于脱甲烷塔59的底部物流65传输到产物分离区70的入口，以便分离成甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯、汽油和燃料油，分别经由多个出口78、77、76、75、74和73排出。热解汽油总体上包括C5-C9烃，且可以从这个切入点提取芳烃，包括苯、甲苯和二甲苯。将氢气传送到氢气纯化区64的入口以产生高品质氢气流2，所述氢气流经由其出口排出且再循环到加氢处理区4的入口。将热解燃料油经由出口71排出(例如，在高于沸点最低的C10化合物的沸点的温度下沸腾的材料，称为“C10+”物流)，所述热解燃料油可以用作热解燃料油掺合物，例如，低硫燃料油掺合物，以便在异地精炼厂进行进一步处理。此外，如本文中所示，燃料油72(其可以是热解燃料油9的全部或一部分)可以引入到流化催化裂化区25。

在流化催化裂化区25中对来自于分离区18的未蒸发重质液体馏分19、来自于气-液分离区36的不合格部分38和来自于产物分离区70的热解燃料油72中的一者或多者的全部或一部分进行处理(如针对物流19、38和72的虚线所指示)。如图1中所示，示意性地示出了高严格度FCC单元操作。如本文中进一步描述，流化催化裂化区25可以在某些实施方案中包括常规FCC操作或高严格度操作，例如，呈上升管式系统或下流式系统形式。将物流19、38和72中的一者或多者的全部或一部分引入到催化剂与进料混合区22，在其中将它与通过管线26引入的热的再生催化剂混合。有效的操作条件，例如与高严格度流化催化裂化系统相关，包括反应区温度在约530℃到700℃之间，有效的催化剂/油比率在10:1到约40:1范围内，且混合物在下流式反应器中的有效停留时间为约0.2秒到约2秒。合适的流体催化裂化可以结合惯常用于FCC工艺的任何催化剂来确定，例如沸石、二氧化硅-氧化铝、一氧化碳燃烧促进剂添加剂、底部物质裂化添加剂、轻质烯烃产生添加剂和通常用于FCC工艺的任何其它催化剂添加剂。FCC工艺中的优选裂化沸石是沸石Y、REY、USY和RE-USY。为了增加石脑油裂化的轻质烯烃产量，可以使用ZSM-5沸石晶体或其它五元环沸石型催化剂结构。

在分离装置70中快速分离催化剂与产物之后，经由管线27回收反应产物流。通过转移管线24排出用过的催化剂，且准许进入催化剂再生区25。将再生的催化剂提升到催化剂料斗以便稳定，然后通过管线26传输到混合区。热的再生催化剂为反应容器中的吸热裂化反应提供热。

在一系列分离单元70中分离来自于流化催化裂化部分的蒸汽热解区后淬火和分离流出物流65和后分离流出物流27，以产生主要产物73-78，包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁二烯、混合丁烯、汽油和燃料油。使氢气流62通过氢气纯化单元64以形成高品质氢气2，以便与加氢处理单元4的进料混合。

在某些实施方案中，加氢处理工艺可以通过饱和化然后对芳烃，尤其是聚芳烃进行温和加氢裂化来增加原料的链烷烃含量(或降低BMCI)。当加氢处理原油时，可以通过使原料通过执行脱金属、脱硫和/或脱氮等催化功能的一系列层状催化剂来去除如金属、硫和氮等污染物。

a.在一个实施方案中，用于执行加氢脱金属(HDM)和加氢脱硫(HDS)的催化剂的顺序如下：HDM部分中的催化剂总体上基于γ氧化铝载体，其表面积为约140-240m²/g。这种催化剂最好描述为具有非常高的孔隙体积，例如，超过1cm³/g。孔隙尺寸本身典型地主要是大孔。需要如此来为催化剂表面上的金属和任选地存在的掺杂剂的吸收提供较大的容量。典型地，催化剂表面上的活性金属是镍和钼的硫化物，其比率为Ni/Ni+Mo<0.15。HDM催化剂上的镍浓度低于其它催化剂，因为预计一些镍和钒将在去除过程中自动从原料中沉积，从而充当催化剂。所使用的掺杂剂可以是磷(参见例如美国专利公开号US2005/0211603，该文献以引用的方式并入本文中)、硼、硅和卤素中的一者或多者。所述催化剂可以呈氧化铝挤出物或氧化铝珠粒形式。在某些实施方案中，使用氧化铝珠粒来促进反应器中的催化剂HDM床的卸荷，因为在床顶部，金属吸收将在30％到100％范围内。

b.还可以使用中间催化剂在HDM与HDS功能之间进行过渡。其具有中间金属载荷和孔隙尺寸分布。HDM/HDS反应器中的催化剂大体上是呈挤出物形式的基于氧化铝的载体，任选地存在至少一种VI族催化金属(例如，钼和/或钨)，和/或至少一种VIII族催化金属(例如，镍和/或钴)。所述催化剂还任选地含有至少一种选自硼、磷、卤素和硅的掺杂剂。物理性质包括约140–200m²/g的表面积、至少0.6cm³/g的孔隙体积，和介孔且在12到50nm范围内的孔隙。

c.HDS部分中的催化剂可以包括具有基于γ氧化铝的载体材料的那些催化剂，其中典型表面积接近HDM范围的较高端，例如，约在180-240m²/g范围内。这就要求较高的HDS表面，且产生相对较小的孔隙体积，例如，低于1cm³/g。所述催化剂含有至少一种VI族元素，如钼，和至少一种VIII族元素，如镍。所述催化剂还包含至少一种选自硼、磷、硅和卤素的掺杂剂。在某些实施方案中，钴是用于提供相对较高水平的脱硫。活性相的金属载荷较高，因为所需的活性较高，使得Ni/Ni+Mo摩尔比在0.1到0.3范围内，且(Co+Ni)/Mo摩尔比在0.25到0.85范围内。

d.设计最终催化剂(其可以任选地替换第二和第三催化剂)以进行原料氢化(而不是加氢脱硫的主要功能)，例如，如Appl.Catal.AGeneral,204(2000)251中所描述。还将利用Ni提升催化剂活性，且载体将为宽孔γ氧化铝。物理性质包括接近HDM范围的较高端的表面积，例如，180-240m²/g。这就要求较高的HDS表面，且产生相对较小的孔隙体积，例如，低于1cm³/g。

在某些实施方案中，在促进烯烃形成且最小化烯烃消耗反应，如氢转移反应的条件下使用下流式反应器来构建和配置流化催化裂化区25。图4是FCC单元200的简要工艺流程图，其包括下流式反应器并且可用于根据本发明的混合系统和工艺。FCC单元200包括具有反应区214和分离区216的反应器/分离器210。FCC单元200还包括用于再生用过的催化剂的再生区218。

确切地说，将装料220引入到反应区，在某些实施方案中还随附蒸汽或其它合适的气体，以便使进料雾化，且还将有效量的来自于再生区218的经过加热的新的或热的再生固体裂化催化剂粒子例如通过下流式引导导管或管子222(通常称为转移管线或立管)转移到反应区214顶部的排出孔或料斗(未示出)。典型地允许热催化剂流稳定，以便均匀地引导到反应区214的混合区或进料喷射部分中。

物流19、38和71中的一者或多者的全部或一部分单独或与附加的进料(未示出)组合充当FCC单元200的装料。通过典型地位于再生催化剂引入到反应区214中的点附近的进料注入喷嘴将装料注入混合区。这些多个注入喷嘴使催化剂与油充分且均匀地混合。一旦装料接触热催化剂，就会发生裂化反应。烃裂化产物的反应蒸气、未反应的进料和催化剂混合物快速流过反应区214的其余部分且进入处于反应器/分离器210底部的快速分离区216。引导已裂化和未裂化的烃通过导管或管子224到达本领域中已知的常规产物回收部分。

如果对于温度控制是必需的，那么可以在分离区216之前立即在反应区214的底部附近提供淬火注入。这种淬火注入快速减弱或终止裂化反应，并且可以用于控制裂化严格度且允许更高的工艺灵活性。

反应温度，例如下流式反应器的出口温度，可以通过开放和闭合催化剂滑阀(未示出)来控制，所述催化剂滑阀控制再生的催化剂从再生区218流入反应区214顶部。吸热裂化反应所需的热由再生的催化剂供应。通过改变热的再生的催化剂的流速，可以控制操作严格度或裂化条件，以获得轻质烯烃和汽油的所要产率。

还提供了汽提器232以便分离油与催化剂，将所述催化剂转移到再生区218。来自于分离区216的催化剂留到汽提器232的下部，所述汽提器包括催化剂汽提部分，通过物流管线234将如蒸汽等合适的汽提气体引入到所述催化剂汽提部分中。所述汽提部分典型地设置有若干个挡板或规整填料(未示出)，在上面将向下流动的催化剂反向传送到流动的汽提气体。向上流动的汽提气体典型地是蒸汽，其用于“汽提”或去除残存在催化剂孔隙中或催化剂粒子之间的任何其它烃。

利用通过再生区218的提升上升管的燃烧气流228的提升力来输送汽提过的或用过的催化剂。这种用过的催化剂还可以与其它燃烧空气接触，从而进行任何累积的焦炭的受控燃烧。经由导管230从再生器中去除燃料气体。在所述再生器中，将由副产物焦炭燃烧产生的热转移到催化剂，从而所需的温度升高，以便为反应区214中的吸热裂化反应提供热。

在一个实施方案中，可以集成到图1的系统中的能促进烯烃形成且最小化烯烃消耗反应的合适的FCC单元200包括高严格度FCC反应器，可能类似于美国专利号6,656,346和美国专利公开号2002/0195373中所描述的那些，该两文献都以引用的方式并入本文中。下流式反应器的重要性质包括在反应器顶部引入的进料向下流动，停留时间与上升管式反应器相比较短，和高催化剂对油比率，例如在约20:1到约30:1范围内。

在某些实施方案中，可以将来自于产物分离区的各种馏分单独地引入到具有多个下行床的FCC单元的一个或多个单独的下行床反应器中。举例来说，底部物质馏分可以经由主下行床引入，而石脑油和/或中间馏分物流可以经由次下行床引入。用这种方式，可以使烯烃产量最大化，同时使甲烷和乙烷形成最小化，因为在各下行床中可以采用不同的操作条件。

总体来说，合适的下流式FCC单元的反应器的操作条件包括：

反应温度为约550℃到约650℃，在某些实施方案中为约580℃到约630℃，且在其它实施方案中为约590℃到约620℃；

反应压力为约1Kg/cm²到约20Kg/cm²，在某些实施方案中为约1Kg/cm²到约10Kg/cm²，在其它实施方案中为约1Kg/cm²到约3Kg/cm²；

接触时间(在反应器中)为约0.1秒到约30秒，在某些实施方案中为约0.1秒到约10秒，且在其它实施方案中为约0.2秒到约0.7秒；和

催化剂对进料比率为约1:1到约40:1，在某些实施方案中为约1:1到约30:1，且在其它实施方案中为约10:1到约30:1。

在某些实施方案中，提供配置有上升管式反应器的FCC单元，其在可促进烯烃形成且最小化烯烃消耗反应，如氢转移反应的条件下操作。图5是包括上升管式反应器且可用于根据本发明的混合系统和工艺的FCC单元300的简要工艺流程图。FCC单元300包括具有上升管部分312、反应区314和分离区316的反应器/分离器310。FCC单元300还包括用于再生用过的催化剂的再生区318。

物流19、38和71中的一者或多者的全部或一部分单独或与附加的进料(未示出)组合充当FCC单元200的装料。经由导管320传输烃原料，在某些实施方案中还随附用于使进料雾化的蒸汽或其它合适的气体，以便与有效量的经过加热的新的或经由导管322从再生容器318传输的再生的固体裂化催化剂粒子混合并且紧密接触。在可形成引入到上升管312中的悬浮物的条件下使进料混合物与裂化催化剂接触。

在连续工艺中，裂化催化剂与烃原料的混合物通过上升管312向上进入反应区314中。在上升管312和反应区314中，热裂化催化剂粒子通过碳-碳键裂解使相对较大的烃分子发生催化裂化。

在反应过程中，如同常规FCC操作，裂化催化剂被焦化且因此，通往活性催化位点的通路受到限制或不复存在。在FCC单元中使用已知的任何合适的配置来分离反应产物与焦化的催化剂，一般称为FCC单元300中的分离区316，例如位于反应区314以上的反应器310的顶部。分离区可以包括本领域技术人员已知的任何合适的设备，如旋风分离器。通过导管324抽出反应产物。

得自于烃原料的流体裂化的含有催化剂粒子的焦炭沉积物通过导管326从分离区314传送到再生区318。在再生区318中，焦化的催化剂得以与经由导管328进入再生区318的含氧气的物流(例如，纯氧气或空气)接触。再生区318是在典型FCC操作中已知的配置和条件下操作。举例来说，再生区318可以作为流化床进行操作，以产生包含燃烧产物的再生排气，通过导管330排出。将热的再生的催化剂从再生区318通过导管322转移到上升管312的底部，以便与如上文所指出的烃原料混合。

在一个实施方案中，可以集成到图1的系统中的能促进烯烃形成且最小化烯烃消耗反应的合适的FCC单元300包括高严格度FCC反应器，可能类似于美国专利号7,312,370、6,538,169和5,326,465中所描述的那种。

在某些实施方案中，可以将来自于产物分离区的各种馏分单独地引入到具有多个上升管的FCC单元的一个或多个单独的上升管式反应器中。举例来说，底部物质馏分可以经由主上升管引入，而石脑油和/或中间馏分物流可以经由次上升管引入。用这种方式，可以使烯烃产量最大化，同时使甲烷和乙烷形成最小化，因为在各上升管中可以采用不同的操作条件。

总体来说，合适的上升管式FCC单元的反应器的操作条件包括：

反应温度为约480℃到约650℃，在某些实施方案中为约500℃到约620℃，且在其它实施方案中为约500℃到约600℃；

反应压力为约1Kg/cm²到约20Kg/cm²，在某些实施方案中为约1Kg/cm²到约10Kg/cm²，在其它实施方案中为约1Kg/cm²到约3Kg/cm²；

接触时间(在反应器中)为约0.7秒到约10秒，在某些实施方案中为约1秒到约5秒，在其它实施方案中为约1秒到约2秒；和

催化剂对进料比率为约1:1到约15:1，在某些实施方案中为约1:1到约10:1，在其它实施方案中为约8:1到约20:1。

将适合于特定装料和所需产物的催化剂传输到FCC反应和分离区内的FCC反应器。在某些实施方案中，为了促进烯烃形成和最小化烯烃消耗反应，如氢转移反应，将FCC催化剂混合物用于FCC反应和分离区，包括FCC碱催化剂和FCC催化剂添加剂。

确切的说，碱裂化催化剂基质可以包括一种或多种粘土，如高岭土、蒙脱土、多水高岭土和膨润土，和/或一种或多种无机多孔氧化物、如氧化铝、二氧化硅、氧化硼、氧化铬、氧化镁、氧化锆、二氧化钛和二氧化硅-氧化铝。碱裂化催化剂优选具有0.5g/ml到1.0g/ml的堆积密度、50微米到90微米的平均粒径、50m²/g到350m²/g的表面积和0.05ml/g到0.5ml/g的孔隙体积。

除了碱裂化催化剂以外，合适的催化剂混合物还含有含形状选择性沸石的添加剂。本文中所提到的形状选择性沸石意指沸石的孔隙直径小于Y型沸石，使得仅具有受限形状的烃可以通过其孔隙进入沸石。合适的形状选择性沸石组分包括ZSM-5沸石、沸石Ω、SAPO-5沸石、SAPO-11沸石、SAPO34沸石和五元环沸石型硅铝酸盐。添加剂中的形状选择性沸石的含量总体上在20wt％到70wt％范围内，且优选在30wt％到60wt％范围内。

添加剂优选具有0.5g/ml到1.0g/ml的堆积密度、50微米到90微米的平均粒径、10m²/g到200m²/g的表面积和0.01ml/g到0.3ml/g的孔隙体积。

碱裂化催化剂在催化剂混合物中的百分比可以在60wt％到95wt％范围内，其中添加剂在催化剂混合物中的百分比在5wt％到40wt％范围内。如果碱裂化催化剂的百分比低于60wt％或添加剂的百分比高于40wt％，则不可能获得高轻质馏分烯烃产率，因为进料油的低转化。如果碱裂化催化剂的百分比高于95wt％或添加剂的百分比低于5wt％，则不可能获得高轻质馏分烯烃产率，尽管可以实现进料油的高转化。出于这种简化示意性说明和描述的目的，不包括流体催化裂化领域技术人员通常采用且众所周知的多个阀、温度传感器、电子控制器等。也未示出常规加氢裂化单元中的随附组件，如排放物流、用过的催化剂排出子系统和催化剂替换子系统。此外，未示出常规FCC系统中的随附组件，如空气供应、催化剂料斗和燃料气体处理。

与已知的蒸汽热解裂化工艺相比，本文中的方法和系统提供了以下改良：

使用原油作为原料来生产石油化学产品，如烯烃和芳烃；

增浓蒸汽热解区的进料的氢气含量以获得高烯烃产率；

从起始全原油中显著去除焦炭前体，这就允许减少蒸汽热解单元的辐射盘管中的焦炭形成；

还从起始进料中显著去除了其它杂质，如金属、硫和氮化合物，这就避免了对最终产物进行后处理。

另外，将由蒸汽裂化区产生的氢气再循环到加氢处理区以使对新的氢气的需求最小化。在某些实施方案中，本文中所描述的集成系统仅需要新的氢气来开始操作。一旦反应达到平衡后，氢气纯化系统就可以提供足够高纯度的氢气来维持整个系统的操作。

实施例

在370℃和100-150巴下，以0.5h^-1的LHSV对阿拉伯轻质原油进行处理。性质示于下表1中。在350℃下将经过加氢处理的进料分馏成两种馏分，然后将两种馏分都送到HS-FCC单元的两个下行床。

表1：阿拉伯轻质油、升级的阿拉伯轻质油和其350℃+馏分的性质

上文和附图中已经描述了本发明的方法和系统；然而，修改对于本领域技术人员来说应是显而易见的，且本发明的保护范围将由以下权利要求书来限定。

Claims (15)

1.一种集成加氢处理、蒸汽热解和催化裂化工艺，用于由原油进料生产烯烃类和芳香族石油化学产品，所述工艺包括：

a.将原油和氢气加到在有效产生经过加氢处理的流出物的条件下操作的加氢处理区，所述流出物具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、减小的矿务局相关指数和增加的美国石油学会比重；

b.在蒸汽存在下，在蒸汽热解区中对所述经过加氢处理的流出物进行热裂化，以产生热裂化的混合产物流；

c.对重质组分进行催化裂化，以产生催化裂化产物，所述重质组分来源于以下的一者或多者

所述经过加氢处理的流出物，

所述蒸汽热解区内经过加热的物流，或

所述热裂化的混合产物流；

d.对包括热裂化混合产物和催化裂化产物的组合产物流进行分离，并且从所分离的组合产物流回收烯烃和芳烃；和

e.从组合产物流中分离氢气，对所述氢气进行纯化，且将它再循环到步骤(a)。

2.如权利要求1所述的集成工艺，还包括从所分离的组合产物流回收热解燃料油以便用作步骤(c)中所裂化的重质组分的至少一部分。

3.如权利要求1所述的集成工艺，还包括在气-液分离区中将来自于步骤(a)的经过加氢处理的流出物分离成气相和液相，其中所述气相是步骤(b)的进料，且在步骤(c)中对所述液相的至少一部分进行催化裂化。

4.如权利要求3所述的集成工艺，其中所述气-液分离区是闪蒸分离设备。

5.如权利要求3所述的集成工艺，其中所述气-液分离区包括在入口处具有气-液分离装置的闪蒸容器，其包括

预旋转元件，其具有进入部分和过渡部分，所述进入部分具有用于接收所述经过加氢处理的流出物的入口和曲线型导管，

受控的气旋部分，其具有

通过会聚所述曲线型导管与所述气旋部分而连接到所述预旋转元件的入口，和

处于所述气旋部件的上端的上升管部分，蒸气通过所述上升管部分，

其中在液相的全部或一部分传递到步骤(c)之前，所述闪蒸容器的底部充当所述液相的收集和沉降区。

6.如权利要求1所述的集成工艺，其中所述经过加氢处理的流出物是步骤(b)的进料，且其中步骤(b)还包括

在所述蒸汽热解区的对流部分中加热所述经过加氢处理的流出物，

将经过加热的经加氢处理的流出物分离成气相和液相,

将所述气相传送到所述蒸汽热解区的热解部分，和

排出所述液相以用作步骤(c)中所裂化的重质组分的至少一部分。

7.如权利要求6所述的集成工艺，其中将所述经过加热的经加氢处理的流出物分离成气相和液相是利用基于物理和机械分离的气-液分离装置。

8.如权利要求6所述的集成工艺，其中将所述经过加热的经加氢处理的流出物分离成气相和液相利用包括以下各项的气-液分离装置：

预旋转元件，其具有进入部分和过渡部分，所述进入部分具有用于接收所述经过加热的经加氢处理的流出物的入口和曲线型导管，

受控的气旋部分，其具有

通过会聚所述曲线型导管与所述气旋部分而连接到所述预旋转元件的入口，

蒸气所通过的上升管部分，其处于所述气旋部件的上端；

和

在液相的全部或一部分传输到步骤(c)之前所述液相所通过的液体收集器/沉降部分。

9.如权利要求1所述的集成工艺，其中

步骤(d)包括

利用多个压缩阶段来压缩所述热裂化混合产物流；

对经过压缩的热裂化混合产物流进行碱处理以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物流；

对具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物流进行压缩；

对具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的经过压缩的热裂化混合产物流进行脱氢；

从具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的经过脱氢的压缩热裂化混合产物流回收氢气；和

从具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的经过脱氢的经压缩热裂化混合产物流的其余部分获得烯烃和芳烃；

和

步骤(e)包括对来自于所述具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的经过脱氢的经压缩热裂化混合产物流的回收氢气进行纯化，以便再循环到所述加氢处理区。

10.如权利要求9所述的集成工艺，其中从所述具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的经过脱氢的经压缩热裂化混合产物流回收氢气还包括分开地回收甲烷，以便在所述热裂化步骤中用作燃烧器和/或加热器的燃料。

11.如权利要求3所述的集成工艺，还包括

在高压分离器中分离所述经过加氢处理的流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分经过净化且再循环到所述加氢处理步骤作为额外的氢气来源，和

在低压分离器中将得自于所述高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中得自于所述低压分离器的液体部分是气-液分离区的进料，并且在蒸汽热解区之后且在步骤(d)中进行分离之前，将得自于所述低压分离器的气体部分与所述组合产物流组合。

12.如权利要求6所述的集成工艺，还包括

在高压分离器中分离所述经过加氢处理的流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分经过净化且再循环到所述加氢处理步骤作为额外的氢气来源，和

在低压分离器中将得自于所述高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中得自于所述低压分离器的液体部分是所述热裂化步骤的进料，并且在蒸汽热解区之后且在步骤(d)中进行分离之前，将得自于所述低压分离器的气体部分与所述组合产物流组合。

13.如权利要求2所述的集成工艺，其中步骤(c)的进料进一步包含来源于以下一者或二者的重质组分：所述经过加氢处理的流出物和所述蒸汽热解区内经过加热的物流。

14.如权利要求3所述的集成工艺，其中步骤(c)的进料进一步包含来源于以下一者或二者的重质组分：所述蒸汽热解区内经过加热的物流和所述热裂化的混合产物流。

15.如权利要求6所述的集成工艺，其中步骤(c)的进料进一步包含来源于以下一者或二者的重质组分：所述经过加氢处理的流出物和所述热裂化的混合产物流。