CN105308159A - 用于将原油转化成具有改进的乙烯产率的石化品的方法和设施 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种将原油转化成石化产品的整合方法，其包括原油蒸馏、脱芳构化、开环和烯烃合成，该方法包括使烃进料进行脱芳构化以生产富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流；使富含芳烃和环烷烃的料流进行开环以生产烷烃；和使该方法中生产的炼制单元来源的烷烃进行烯烃合成。此外，本发明涉及一种将原油转化成石化产品的处理设施，其包括：原油蒸馏单元，其包括用于原油的入口和用于石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种的至少一个出口；脱芳构化单元，其包括用于脱芳构化的烃进料的入口，用于富含芳烃和环烷烃的料流和富含烷烃的第二料流的出口；开环单元，其包括用于脱芳构化生产的芳烃和环烷烃的入口，和用于烷烃的出口；用于烯烃合成的单元，其包括用于烷烃的入口和用于烯烃的出口。进行脱芳构化的烃进料包含通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。本发明的方法和处理设施以燃料生产为代价增加石化品生产，和改进乙烯产率。

Description

用于将原油转化成具有改进的乙烯产率的石化品的方法和设施
本发明涉及一种将原油转化成石化产品的整合方法，其包括原油蒸馏、脱芳构化、开环和烯烃合成。此外，本发明涉及一种将原油转化成石化产品的处理设施，其包括原油蒸馏单元、脱芳构化单元、开环单元和用于烯烃合成的单元。
以前已经描述了原油炼厂可以与下游化学设备例如热解蒸汽裂化单元整合，以燃料生产为代价来增加高价值化学品的生产。
US3,702,292描述了一种用于生产燃料和化学产品的整合原油炼制装置，其包括原油蒸馏装置、加氢裂化装置、延迟焦化装置、重整装置、乙烯和丙烯生产装置(其包括热解蒸汽裂化单元和热解产品分离单元)、催化裂化装置、芳族产物回收装置、丁二烯回收装置和处于相互关联的系统中的烷基化装置，以实现原油到石化品的约50％的转化率和原油到燃料的约50％的转化率。
将炼油操作与下游化学设备整合以生产石化品的常规装置和方法的主要缺点是这种整合方法仍然生产了大量的燃料。此外，将炼油操作与下游化学设备整合的常规装置和方法具有相对低的乙烯产率。
本发明的一个目标是提供一种将炼油操作与下游化学设备相整合的装置和方法，其以燃料生产为代价增加石化品的生产。本发明此外的一个目标是提供将炼油操作与下游化学设备相整合的装置和方法，来具有改进的乙烯产率。
上述问题的解决方案通过提供以下所述的和权利要求书中所体现的实施方案来实现。
在一方面中，本发明涉及一种将原油转化成石化产品的整合方法。该方法还在图1-5中提出，其在以下进一步描述。
因此，本发明提供一种将原油转化成石化产品的整合方法，其包括原油蒸馏、脱芳构化、开环和烯烃合成，该方法包括：
(a)使烃进料进行脱芳构化以生产富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流；
(b)使富含芳烃和环烷烃的料流进行开环以生产烷烃；和
(c)使该方法中生产的烷烃进行烯烃合成，
其中所述烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
常规上，石化产品例如C2和C3烯烃通过将原油进行原油蒸馏和将由此获得的特定原油馏分进行炼制工艺来生产。在本发明的上下文中，已经发现与相同原油馏分直接进行蒸汽裂化相比，将原油转化成石化产品的方法的乙烯产率可以通过以下来改进：选择性地使芳烃和环烷烃进行开环，和使该方法中生产的烷烃(包括正链烷烃和异链烷烃二者)进行烯烃合成。作为这里使用的，术语“乙烯产率”涉及生产的乙烯占原油总质量的重量％。
现有技术描述了可用于将正链烷烃与异链烷烃、环烷烃和芳烃进行分离的方法。例如，US2005/0101814A1描述了一种将石脑油进料流裂化成轻质烯烃的方法，其包括使用开环反应器和吸附离单元将芳烃和环烷烃转化成链烷烃和分离异链烷烃和正链烷烃。在US2005/0101814A1的方法中，非正链烷烃(包括异链烷烃)作为残液料流送出吸附单元，其随后进行开环反应。US2005/0101814A1没有描述如本发明方法那样的包括脱芳构化步骤的方法，其中将烃进料分离成富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流，其中所述烷烃由正链烷烃和异链烷烃二者组成。
因此，本发明提供一种将原油转化成石化产品的整合方法，其包括原油蒸馏、脱芳构化、开环和烯烃合成，该方法包括：
(a)使烃进料进行脱芳构化以生产富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流；
(b)使富含芳烃和环烷烃的料流进行开环以生产烷烃；和
(c)使该方法中生产的烷烃进行烯烃合成，
其中所述烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
其中所述烷烃由正链烷烃和异链烷烃组成。
因此，术语“通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种”表示所述石脑油\煤油和粗柴油中的一种或多种通过本发明的整合方法中包括的原油蒸馏工艺步骤来生产。此外，术语“该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分”表示所述炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分通过本发明的整合方法中包括的炼制单元工艺步骤来生产。
因此在本发明中，进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
优选本发明的进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的两种或更多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
更优选本发明的进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
特别优选本发明的进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和炼制单元来源的中间馏分。
更特别优选本发明的进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的两种或更多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和炼制单元来源的中间馏分。
最优选本发明的进行脱芳构化的烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和炼制单元来源的中间馏分。
作为这里使用的，术语“原油”指的是从地质地层中提取的未炼制形式的石油。术语原油还将被理解为包括其已经进行了水-油分离和/或气-油分离和/或脱盐和/或稳定化。任何原油适于作为本发明方法的原材料，包括阿拉伯重质油、阿拉伯轻质油、其他海湾原油、布兰特原油(Brent)、北海原油、北非和西非原油、印尼原油、中国原油及其混合物，但是还可以是页岩油、沥青砂、气体冷凝物和生物基油。作为本发明方法的进料的原油优选是API比重大于20°API的常规石油，其通过ASTMD287标准来测量。更优选用于本发明方法的原油是API比重大于30°API的轻质原油。最优选用于本发明方法的原油包含阿拉伯轻质原油。阿拉伯轻质原油典型地API比重是32-36°API和硫含量是1.5-4.5重量％。
作为这里使用的，术语“石化品”或“石化产品”涉及来源于原油的化学产品，其不用作燃料。石化产品包括烯烃和芳烃，其被用作生产化学品和聚合物的基本原料。高价值石化品包括烯烃和芳烃。典型的高价值烯烃包括但不限于乙烯、丙烯、丁二烯、丁烯-1、异丁烯、异戊二烯、环戊二烯和苯乙烯。典型的高价值芳烃包括但不限于苯、甲苯、二甲苯和乙苯。
作为这里使用的，术语“燃料”涉及用作能量载体的原油来源的产品。不同于石化品(其是明确的化合物的集合)，燃料典型地是不同烃化合物的复杂混合物。通过炼油厂通常生产的燃料包括但不限于汽油、喷气燃料、柴油燃料、重质燃料油和石油焦。
作为这里使用的，术语“原油蒸馏单元产生的气体”或“气体馏分”指的是在原油蒸馏方法中获得的馏分，其在环境温度是气态。因此，来源于原油蒸馏的“气体馏分”主要包含C1-C4烃，并且可以进一步包含杂质例如硫化氢和二氧化碳。在本说明书中，通过原油蒸馏获得的其他石油馏分被称作“石脑油”、“煤油”、“粗柴油”和“残油”。这里使用的术语石脑油、煤油、粗柴油和残油具有它们在石油炼制工艺领域中通常公知的含义；参见Alfke等人(2007)OilRefining，Ullmann’sEncyclopediaofIndustrialChemistryandSpeight(2005)PetroleumRefineryProcesses，Kirk-OthmerEncyclopediaofChemicalTechnology。在这方面，要注意的是在不同的原油蒸馏馏分之间会存在重叠，这归因于原油中所含的烃化合物的复杂混合物和原油蒸馏方法的技术限制。优选作为这里使用的，术语“石脑油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点范围是约20-200℃，更优选约30-190℃。优选轻质石脑油是沸点范围为约20-100℃，更优选约30-90℃的馏分。重质石脑油优选的沸点范围是约80-200℃，更优选约90-190℃。优选作为这里使用的，术语“煤油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点范围是约180-270℃，更优选约190-260℃。优选作为这里使用的，术语“粗柴油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点范围是约250-360℃，更优选约260-350℃。优选作为这里使用的，术语“残油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点大于约340℃，更优选大于约350℃。
作为这里使用的，术语“炼制单元”涉及石化设备联合体的工段，用于将原油化学转化成石化品和燃料。在这方面，要注意的是用于烯烃合成的单元例如蒸汽裂化器也被认为代表了“炼制单元”。在本说明书中，通过炼制单元生产的或者在炼制单元运行中生产的不同烃料流被称作：炼制单元来源的气体，炼制单元来源的轻质馏分，炼制单元来源的中间馏分，和炼制单元来源的重质馏分。因此，炼制单元来源的馏出物作为化学转化，随后分离(例如通过蒸馏或通过萃取)的结果来获得，其与原油馏分相反。术语“炼制单元来源的气体”涉及在炼制单元中产生的部分产物，其在环境温度是气态的。因此，炼制单元来源的气体料流可以包含气态化合物例如LPG和甲烷。炼制单元来源的气体料流中所含的其他组分可以是氢和硫化氢。这里使用的术语轻质馏分、中间馏分和重质馏分具有它们在石油炼制工艺领域中通常公知的含义；参见Speight，J.G.(2005)同前文献。在这方面，要注意的是在不同的蒸馏馏分之间会存在重叠，这归因于通过炼制单元操作产生的产物料流中所含的烃化合物的复杂混合物和用于分离不同馏分的蒸馏方法的技术限制。优选该炼制单元来源的轻质馏分是在炼制单元方法中获得的烃馏出物，其沸点范围是约20-200℃，更优选约30-190℃。“轻质馏分”经常是相对富含具有一个芳环的芳烃。优选炼制单元来源的中间馏分是在炼制单元方法中获得的烃馏出物，其沸点范围是约180-360℃，更优选约190-350℃。“中间馏分”相对富含具有两个芳环的芳烃。优选炼制单元来源的重质馏分是在炼制单元方法中获得的烃馏出物，其沸点大于约340℃，更优选大于约350℃。“重质馏分”是相对富含具有稠合芳环的烃。
这里使用的术语“烷烃”具有它公知的含义，并且因此描述了具有通式CnH2n+2的非环的支化或未支化的烃，和因此完全由氢原子和饱和碳原子组成；参见例如IUPAC.CompendiumofChemicalTerminology，第2版(1997)。术语“烷烃”因此描述了未支化的烷烃(“正链烷烃”或“正烷烃”)和支化的烷烃(“异链烷烃”或“异烷烃”)，但是不包括环烷烃。
术语“芳族烃”或“芳烃”是本领域公知的。因此，术语“芳烃”涉及环状共轭的烃，其具有稳定性(归因于离位)，其明显大于假设的局部化结构(例如Kekulé结构)的稳定性。测定给定烃的芳香性最常用的方法是观察1HNMR光谱中的横向性(diatropicity)，例如在用于苯环质子的7.2-7.3ppm范围内存在的化学位移。
术语“环烷的烃”或“环烷烃”或“环烷”在这里具有它公知的含义，和因此描述了饱和环烃。
术语“烯烃”在这里具有它公知的含义。因此，烯烃涉及含有至少一个碳-碳双键的不饱和的烃化合物。优选术语“烯烃”涉及包含以下两种或更多种的混合物：乙烯、丙烯、丁二烯、丁烯-1、异丁烯、异戊二烯和环戊二烯。
作为这里使用的，术语“LPG”指的是术语“液化石油气”的公知的首字母缩写。LPG通常由C2和C3烃的混合物组成，即C2和C3烃的混合物。
本发明方法中生产的石化产品之一是BTX。作为这里使用的，术语“BTX”涉及苯、甲苯和二甲苯的混合物。优选本发明方法中生产的产物包括进一步有用的芳烃例如乙苯。因此，本发明优选提供一种生产苯、甲苯、二甲苯和乙苯(“BTXE”)的混合物的方法。生产的产物可以是不同芳烃的物理混合物，或者可以直接进行进一步的分离(例如通过蒸馏)，以提供不同的纯化产物料流。这种纯化产物料流可以包括苯产物料流、甲苯产物料流、二甲苯产物料流和/或乙苯产物料流。
作为这里使用的，术语“C#烃”(其中“#”是正整数)用来描述具有#个碳原子的全部烃。此外，术语“C#+烃”用来描述具有#个或更多个碳原子的全部烃分子。因此，术语“C5+烃”用来描述具有5个或更多个碳原子的烃混合物。术语“C5+烷烃”因此涉及具有5个或更多个碳原子的烷烃。
本发明的方法涉及原油蒸馏，其包括基于沸点的差异来分离不同的原油馏分。作为这里使用的，术语“原油蒸馏单元”涉及分馏塔，其用于通过分馏将原油分离成馏分；参见Alfke等人(2007)同前文献。优选该原油在常压蒸馏单元中处理，以将粗柴油和较轻质馏分与较高沸点组分(常压残油或“残油”)进行分离。在本发明中，不需要将残油送到减压蒸馏单元来进一步分馏该残油，并且可以将残油作为单个馏分来处理。但是在相对重质原油进料的情况中，可以有利地使用减压蒸馏单元进一步分馏该残油，以将该残油进一步分离成减压粗柴油馏分和减压残油馏分。在使用减压蒸馏的情况中，减压粗柴油馏分和减压残油馏分可以在随后的炼制单元中分别处理。例如，减压残油馏分可以在进一步处理之前，具体地进行溶剂脱沥青。优选地，作为这里使用的，术语“减压粗柴油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点是约340-560℃，更优选约350-550℃。优选地，作为这里使用的，术语“减压残油”涉及通过原油蒸馏获得的石油馏分，其沸点大于约540℃，更优选大于约550℃。
作为这里使用的，术语“脱芳构化单元”涉及用于将芳烃例如BTX和环烷烃从混合烃进料中分离的炼制单元。将混合烃料流分离成主要包含链烷烃的料流和主要包含芳烃和优选环烷烃的第二料流的优选方法包括在溶剂萃取单元中处理所述混合烃料流，该萃取单元包括三个主要的烃处理塔：溶剂萃取塔、汽提塔和萃取塔。对萃取芳烃有选择性的常规溶剂也对溶解轻质环烷烃和较少程度的轻质链烷烃物质有选择性，因此离开溶剂萃取塔底部的料流包含溶剂以及溶解的芳烃、环烷烃和轻质链烷烃物质。离开溶剂萃取塔顶部的料流(经常称作萃余液料流)包含相对不溶性的(相对于所选溶剂而言)链烷烃物质。离开溶剂萃取塔底部的料流然后在蒸馏塔中进行蒸发汽提，其中物质基于它们在溶剂存在下的相对挥发性来分离。在溶剂存在下，轻质链烷烃物质具有与具有相同数目碳原子的环烷烃物质和特别是芳族物质相比更高的挥发性，因此大部分轻质链烷烃物质会在来自于蒸发性汽提塔的顶部料流中浓缩。该料流可以与来自于溶剂萃取塔的萃余液料流合并，或者作为单独的轻质烃料流收集。归因于它们相对低的挥发性，大部分环烷烃和特别是芳族物质保留在离开该塔底部的合并的溶剂和溶解的烃料流中。在萃取单元最后的烃处理塔中，通过蒸馏将溶剂与溶解的烃物质分离。在该步骤中，具有相对高沸点的溶剂作为来自于该塔的底部料流回收，而溶解的烃(主要包含芳烃和环烷烃物质)作为离开该塔顶部的蒸气料流回收。该后者的料流经常称作萃取物。可以用于本发明的芳族溶剂萃取工艺中的溶剂包括通常用于商业芳烃萃取工艺中的那些溶剂，例如环丁砜、四甘醇和N-甲基吡咯烷酮。这些物质可以与其他溶剂或其他化学品(有时候称作助溶剂)例如水和/或醇组合使用。可选地，溶剂萃取之外的其他已知方法例如分子筛分离或者基于沸点的分离，可以用于脱芳构化方法中将芳烃和环烷烃与链烷烃分离。因此，脱芳构化工艺步骤提供主要包含链烷烃的料流(“脱芳构化生产的富含烷烃的料流”)和主要包含芳烃和优选环烷烃的第二料流(“脱芳构化生产的富含芳烃和环烷烃的料流”)。优选脱芳构化生产的富含烷烃的料流包含大于80重量％的烷烃和小于60重量％的环烷烃，其包含在混合烃料流中，更优选大于85重量％的烷烃和小于55重量％的环烷烃，其包含在混合烃料流中。优选脱芳构化生产的富含芳烃和环烷烃的料流包含大于90重量％的芳烃和大于40重量％的环烷烃，其包含在混合烃料流中，更优选大于95重量％的芳烃和大于45重量％的环烷烃，其包含在混合烃料流中。
“开环单元”指的是进行芳烃和环烷烃开环工艺的炼制单元。开环是一种特殊的加氢裂化工艺，其特别适于将进料(其相对富含沸点处于煤油和粗柴油沸点范围和任选地减压粗柴油沸点范围的芳烃和环烷烃)转化以生产LPG，和取决于具体工艺和/或工艺条件的轻质馏分。这种开环工艺(RO方法)例如描述在US3,256,176和US4,789,457中。这种工艺可以包括单一固定床催化反应器或者串联的两个这种反应器以及一个或多个分馏单元，以将期望的产物与未转化的材料分离，并且还可以引入将未转化的材料再循环到反应器之一或二者的能力。反应器可以在温度200-600℃，优选300-400℃，压力3-35MPa，优选5-20MPa以及5-20重量％的氢(相对于烃原料)操作，其中所述氢可以与烃原料同向流动或者与烃原料的流动方向逆流流动，并且存在着对于氢化-脱氢和环裂开二者有活性的双功能催化剂，其中可以进行所述芳环饱和和环裂开。用于这种工艺中的催化剂包含选自以下的一种或多种元素：Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V，其处于金属或金属硫化物的形式，并且负载于酸性固体例如氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石上。在这方面，要注意的是作为这里使用的，术语“负载于……上”包括提供催化剂的任何常规方式，其将一种或多种元素与催化载体相组合。通过单一或组合地采用催化剂组合物、操作温度、操作空速和/或氢分压，该工艺可以经引导朝向完全饱和和随后裂开全部的环，或者朝向保持一个芳环不饱和和随后裂开除一个之外的全部环。在后者的情况中，ARO工艺产生了轻质馏分(“RO汽油”)，其相对富含具有一个芳环和或环烷烃环的烃化合物。在本发明上下文中，优选使用这样的芳环开环工艺，其经优化以保持一个芳环或环烷烃环完好，和因此生产相对富含具有一个芳族或环烷烃环的烃化合物的轻质馏分。另一开环工艺(RO工艺)描述在US7,513,988中。因此，RO方法可以包括在芳烃氢化催化剂存在下，在100-500℃，优选200-500℃和更优选300-500℃的温度，2-10MPa的压力用5-30重量％，优选10-30重量％的氢(相对于烃原料)进行芳环饱和，和在环裂开催化剂存在下，在200-600℃，优选300-400℃的温度，1-12MPa的压力，用5-20重量％的氢(相对于烃原料)进行环裂开，其中所述芳环饱和和环裂开可以在一个反应器或者在两个连续的反应器中进行。芳烃氢化催化剂可以是常规的氢化/加氢处理催化剂例如包含负载于难熔载体(典型地是氧化铝)上的Ni、W和Mo的混合物的催化剂。环裂开催化剂包含过渡金属或金属硫化物组分和载体。优选催化剂包含选自以下的一种或多种元素：Pd、Rh、Ru、Ir、Os、Cu、Co、Ni、Pt、Fe、Zn、Ga、In、Mo、W和V，其为金属或金属硫化物的形式，负载于酸性固体例如氧化铝、二氧化硅、氧化铝-二氧化硅和沸石上。通过单一或组合地采用催化剂组合物、操作温度、操作空速和/或氢分压，该工艺可以经引导朝向完全饱和和随后裂开全部的环，或者朝向保持一个芳环不饱和和随后裂开除一个之外的全部环。在后者的情况中，RO工艺产生了轻质馏分(“RO汽油”)，其相对富含具有一个芳环的烃化合物。在本发明上下文中，优选使用这样的开环工艺，其经优化来打开全部的芳环和环烷烃环，和因此以轻质馏分(其相对富含具有一个芳环的烃化合物)为代价生产烷烃。此外，同样在打开全部芳环的模式中，RO工艺可以仍然产生少量馏出物，其优选再循环到这样的炼制单元，其能够将所述馏出物处理和提质为石化品或者中间产物(其可以进一步提质成石化品)。开环工艺生产LPG的其他例子描述在US7,067,448和US2005/0101814中。
用于本发明方法中的烃进料优选包含通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油，和该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和炼制单元来源的中间馏分。
该方法中生产的LPG(其进行烯烃合成)优选包含原油蒸馏来源的气体馏分中所含的LPG和炼制单元来源的气体中所含的LPG。
优选本发明的方法进一步包括使该方法中生产的炼制单元来源的烷烃进行逆异构化以生产正烷烃，使其进行烯烃合成。
通过在所述烷烃进行烯烃合成之前，将异烷烃转化成正烷烃，可以改进所述烯烃合成中的乙烯产率。
优选使C4-C8烷烃进行逆异构化以将异-(支化的)C4-C8烷烃转化成正-(未支化的)C4-C8烷烃，使其随后进行烯烃合成。
作为这里使用的，术语“逆异构化单元”涉及操作以将石脑油和/或炼制单元来源的轻质馏分中所含的异烷烃例如异丁烷转化成正烷烃的炼制单元。这种逆异构化工艺与增加汽油燃料的辛烷等级的更常规的异构化工艺密切相关，并且尤其是描述在EP2243814A1中。逆异构化单元的进料流优选相对富含链烷烃，优选异链烷烃，例如通过脱芳构化来除去芳烃和环烷烃，和/或通过使用开环工艺将芳烃和环烷烃转化成链烷烃。在逆异构化单元中处理高链烷烃石脑油效果是通过将异链烷烃转化成正链烷烃，增加蒸汽裂化工艺中乙烯的产率，同时降低甲烷、C4烃和热解汽油的产率。用于逆异构化的工艺条件优选包括温度50-350℃，优选150-250℃，压力0.1-10MPa表压，优选0.5-4MPa表压和液体时速0.2-15体积的逆可异构化烃进料/小时/催化剂体积，优选是0.5-5h-1。本领域已知的适于富含链烷烃的烃料流异构化的任何催化剂可以用作逆异构化催化剂。优选逆异构化催化剂包含第10族元素，其负载在沸石和/或难熔载体例如氧化铝上。
优选地，作为这里使用的，开环工艺生产包含LPG的第一料流和包含C4+烷烃的第二料流，其中所述包含C4+烷烃的料流与脱芳构化生产的烷烃合并。
通过将本发明方法中生产的LPG与C4+烷烃分离，所述LPG和所述C4+烷烃可以进行具体的烯烃合成方法，其朝向烃进料的性质优化。
优选使通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油，煤油和粗柴油的总计的至少50重量％，更优选至少60重量％，甚至更优选至少70重量％，特别优选至少80重量％，更特别优选至少90重量％和最优选至少95重量％进行加氢裂化。因此，在本发明方法中，优选原油的小于50重量％，更优选小于40重量％，甚至更优选小于30重量％，特别优选小于20重量％，更特别优选小于10重量％和最优选小于5重量％转化成燃料。
作为这里使用的，术语“用于烯烃合成的单元”涉及进行烷烃到烯烃转化工艺的单元。该术语包括将烃转化成烯烃的任何方法，其包括但不限于非催化工艺例如热解或蒸汽裂化，催化工艺例如丙烷脱氢或丁烷脱氢，以及两种的组合例如催化蒸汽裂化。
优选用于本发明方法中的烯烃合成是热解。通过选择热解为烯烃合成方法，提高了乙烯的产率。
用于烷烃转化成烯烃的一种非常常用的工艺包括“蒸汽裂化”或“热解”。作为这里使用的，术语“蒸汽裂化”涉及使饱和烃断裂成较小的、经常不饱和的烃例如乙烯和丙烯的石化工艺。在蒸汽裂化气态烃进料如乙烷、丙烷和丁烷或其混合物中，(气体裂化)或液体烃进料如石脑油或粗柴油(液体裂化)用蒸汽稀释和在炉中短暂加热，并且不存在氧。典型地，反应温度是750-900℃，并且该反应仅允许非常短暂地进行，通常停留时间是50-1000毫秒。优选相对低的工艺压力选择大气压高至175kPa表压。优选烃化合物乙烷、丙烷和丁烷在相应专用的炉中分别裂化，以确保在最佳条件裂化。在达到裂化温度后，使用冷却油将该气体快速冷却以停止传输管线热交换器中或者冷却集管内的反应。蒸汽裂化导致焦炭(碳的一种形式)缓慢沉积到反应器壁上。脱焦需要将炉与该工艺隔离，然后将蒸汽或者蒸汽/空气混合物的料流送过该炉盘管。这将硬固体碳层转化成一氧化碳和二氧化碳。一旦该反应完成，则将该炉返回投入使用。通过蒸汽裂化产生的产物取决于进料的组成，烃与蒸汽之比和裂化温度和炉停留时间。轻质烃进料例如乙烷、丙烷、丁烷或轻质石脑油产生了富含较轻质聚合物等级烯烃(包括乙烯，丙烯和丁二烯)的产物料流。较重质烃(全馏程和重质石脑油和粗柴油馏分)也产生了富含芳烃的产物。
为了分离蒸汽裂化产生的不同烃化合物，将裂化的气体经历分馏单元。这种分馏单元是本领域公知的，并且可以包括所谓的汽油分馏器，其中重质馏分(“炭黑油”)和中间馏分(“裂化的馏出物”)与轻质馏分和气体是分开的。在随后任选的冷却塔中，蒸汽裂化产生的大部分轻质馏分(“热解汽油”或“重质裂解汽油”)可以通过冷凝轻质馏分而与气体分离。随后，该气体可以经历多个压缩阶段，其中在压缩阶段之间其余的轻质馏分可以与气体分离。同样，酸性气体(CO2和H2S)可以在压缩阶段之间除去。在随后的步骤中，热解产生的气体可以在级联冷冻系统的阶段中部分地冷凝为大致气相中仅保留氢。不同烃化合物可以随后通过简单蒸馏进行分离，其中乙烯、丙烯和C4烯烃是蒸汽裂化产生的最重要的高价值化学品。蒸汽裂化产生的甲烷通常用作燃料气体，氢可以分离和再循环到消耗氢的工艺，例如加氢裂化工艺。优选蒸汽裂化产生的乙炔选择性氢化成乙烯。裂化气体中所含的烷烃可以再循环到烯烃合成工艺。
优选使该整合方法中生产的LPG进行气体裂化，并且其中使C4+烷烃进行液体裂化。优选使C2和C3烷烃单独地在它们的最佳条件裂化。优选使C4和C5+单独地在它们的最佳条件裂化。优选将本发明方法中生产的裂化的馏出物和炭黑油再循环到进行脱芳构化的烃进料。
优选本发明的方法进一步包括：
(a)使原油进行原油蒸馏以生产气体馏分、石脑油、煤油、粗柴油和残油中的一种或多种；和
(b)使残油进行残油提质以生产LPG和轻质馏分和中间馏分。
通过具体地使残油进行残油提质以生产LPG和液体残油提质流出物，和通过使所述液体残油提质流出物进行开环，可以进一步改进乙烯产率或者本发明的方法。此外，原油可以在大得多的程度上提质为石化产品，特别是乙烯。
作为这里使用的，术语“残油提质单元”涉及一种适于残油提质工艺的炼制单元，其是一种将残油和/或炼制单元来源的重质馏分中所含的烃裂化成较低沸点烃的方法；参见Alfke等人(2007)同前文献。市售技术包括延迟焦化器、流体焦化器、残油FCC，灵活焦化器(Flexicoker)、减粘裂化器或者催化加氢减粘裂化炉。优选残油提质单元可以是焦化单元或者残油加氢裂化器。“焦化单元”是将残油转化成LPG、轻质馏分、中间馏分、重质馏分和石油焦的炼油工艺单元。该工艺将残油进料中的长链烃分子热裂化成短链分子。
残油提质的进料优选包含该方法中生产的残油和重质馏分。这种重质馏分可以包含蒸汽裂化器生产的重质馏分，例如炭黑油和/或裂化的馏出物，但是也可以包含残油提质生产的重质馏分，其可以再循环到用完。此外，相对小的沥青料流可以从该方法中清除。
优选用于本发明方法的残油提质是残油加氢裂化。
通过选择残油加氢裂化而非其他装置用于残油提质，可以进一步提高本发明方法的乙烯产率和碳效率。
“残油加氢裂化器”是一种适于残油加氢裂化工艺的炼油工艺单元，其是一种将残油转化成LPG、轻质馏分、中间馏分和重质馏分的工艺。残油加氢裂化工艺是本领域公知的；参见例如Alfke等人(2007)同前文献。因此，在商业加氢裂化中使用三种基本反应器类型，其是固定床(滴流床)反应器类型、沸腾床反应器类型和浆料(夹带流)反应器类型。固定床残油加氢裂化工艺是公知的，能够处理污染的料流例如常压残油和减压残油以生产轻质和中间馏分，其可以进一步处理以生产烯烃和芳烃。固定床残油加氢裂化工艺中所用的催化剂通常包含选自在难熔载体(通常是氧化铝)上的Co、Mo和Ni中的一种或多种元素。在高污染的进料的情况中，固定床残油加氢裂化工艺中的催化剂也可以补充到一定程度(移动床)。工艺条件通常包括温度350-450℃和压力2-20MPa表压。沸腾床残油加氢裂化工艺也是公知的，并且尤其是特征在于连续置换该催化剂，以处理高污染的进料。沸腾床残油加氢裂化工艺中所用的催化剂通常包含选自在难熔载体(通常是氧化铝)上的Co、Mo和Ni中的一种或多种元素。使用小粒度催化剂有效地增加了它们的活性(即适于固定床应用的形式的类似配制物)。这两个因素使得与固定床加氢裂化单元相比，沸腾加氢裂化工艺能够实现轻质产物明显更高的产率和更高的加氢水平。工艺条件通常包括温度350-450℃和压力5-25MPa表压。浆料残油加氢裂化工艺代表了热裂化和催化氢化的组合，以实现由高污染的残油进料到可蒸馏产物的高产率。在第一液体阶段中，热裂化和加氢裂化反应在流化床中，在包括温度400-500℃和压力15-25MPa表压的工艺条件同时进行。残油、氢和催化剂在反应器底部引入，并且形成流化床，其高度取决于流速和所需转化率。在这些方法中，连续置换催化剂以实现整个操作周期中一致的转化率水平。催化剂可以是在反应器中原位产生的未负载的金属硫化物。在实践中，当需要高污染的重质料流例如减压粗柴油的高转化率时，与沸腾床和浆料相反应器有关的额外成本才是合理的。在这些情况下，非常大的分子的有限转化率和与催化剂失活有关的困难使得固定床方法在本发明方法中相当不具有吸引力。因此，沸腾床和浆料反应器类型是优选的，这归因于它们与固定床加氢裂化相比，提高了轻质和中间馏分的产率。作为这里使用的，术语“残油提质液体流出物”涉及通过残油提质生产的产物，不包括气态产物例如甲烷和LPG，和通过残油提质生产的重质馏分。优选将通过残油提质生产的重质馏分再循环到残油提质单元，直到用完。但是，会需要净化相对小的沥青料流。从碳效率的观点，残油加氢裂化器优于焦化单元，因为后者产生了相当大量的石油焦，其无法提质成高价值石化产物。从整合方法的氢平衡的观点，优选可以选择焦化单元，而非残油加氢裂化器，因为后者消耗了相当大量的氢。同样，鉴于资金支出和/或运行成本，可以有利地选择焦化单元，而非残油加氢裂化器。
在残油使用减压蒸馏单元进一步分馏，以将该残油分离成减压粗柴油馏分和减压残油馏分的情况中，优选使减压粗柴油进行减压粗柴油加氢裂化和使减压残油进行减压残油加氢裂化，其中减压残油加氢裂化中生产的重质馏分随后进行减压粗柴油加氢裂化。在本发明包括减压蒸馏的情况中，优选将由此获得的减压粗柴油与一种或多种其他烃料流(其相对富含芳烃，并且其沸点处于煤油和粗柴油沸点范围)一起进料到芳环开环单元。这种烃料流(其相对富含芳烃，并且其沸点处于煤油和粗柴油沸点范围)可以选自煤油、粗柴油和中间馏分。减压残油加氢裂化优选是上面定义的浆料残油加氢裂化。
本发明的方法可能需要从某些原油馏分中除硫，以防止在下游炼制工艺例如催化重整或流体催化裂化中催化剂失活。这种加氢脱硫工艺在“HDS单元”或“加氢处理器”中进行；参见Alfke(2007)同前文献。通常，加氢脱硫反应在固定反应器中，在200-425℃，优选300-400℃的升高的温度和1-20MPa表压，优选1-13MPa表压的升高的压力，在催化剂存在下进行，该催化包含选自Ni、Mo、Co、W和Pt的元素，具有或者不具有助催化剂，负载于氧化铝上，其中该催化剂为硫化物的形式。
在另一方面中，本发明还涉及一种适于进行本发明方法的处理设施。该处理设施和在所述处理设施中进行的方法表示在图1-5中。
因此，本发明进一步提供将原油转化成石化产品的处理设施，其包括：
原油蒸馏单元(10)，其包括用于原油(100)的入口和用于石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种(310)的至少一个出口；
脱芳构化单元(70)，其包括用于脱芳构化的烃进料(303)的入口，用于富含芳烃和环烷烃的料流(314)和富含烷烃的第二料流(313)的出口；
开环单元(26)，其包括用于脱芳构化生产的芳烃和环烷烃(314)的入口，和用于烷烃(214)的出口；和
用于烯烃合成的单元(30)，其包括用于烷烃(215)的入口和用于烯烃(500)的出口，
其中所述脱芳构化的烃进料包含：
通过原油蒸馏单元生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种(10)；和
该整合的石化处理设施生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
本发明的该方面显示在图1中。
原油蒸馏单元(10)优选进一步包括用于气体馏分(230)的出口。可以将开环生产的烷烃(214)、富含烷烃的料流(313)和该整合方法生产的LPG(220)合并，以形成用于烷烃(215)的入口。此外，原油蒸馏单元生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种(310)可以与该整合的石化处理设施生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分(320)合并，以形成到脱芳构化的烃进料(303)。
作为这里使用的，术语“用于X的入口”或“用于X的出口”(其中“X”是给定的烃馏分)等涉及用于包含所述烃馏分等的料流的入口或出口。在用于X的出口直接连接到包括用于X的入口的下游炼制单元的情况中，所述直接连接可以包括另外的单元例如热交换器，分离和/或纯化单元以除去所述料流中所含的不期望的化合物等。
如果在本发明上下文中，炼制单元供给有多于一种进料流，则所述进料流可以合并以形成到炼制单元的单一入口，或者可以形成到炼制单元的单独的多个入口。
本发明的处理设施可以进一步包括逆异构化单元(80)，其包括用于烷烃(215)的入口和用于正烷烃(216)的出口，其中将所述逆异构化单元(80)生产的所述正烷烃进料到用于烯烃合成的单元(30)。本发明的该方面显示在图2中。
本发明的处理设施中包括的开环单元(26)可以进一步包括用于开环生产的LPG(222)的出口和用于C4+烷烃(315)的出口，将其与脱芳构化生产的烷烃(313)合并。本发明的该方面显示在图3中。
在这种实施方案中，可以将开环生产的LPG(222)与该整合方法生产的LPG(220)合并，以形成该整合的石化处理设施生产的LPG(200)。本发明的该方面显示在图3中。
在开环单元(26)具有用于开环生产的LPG(222)的出口和用于C4+烷烃(315)的出口的情况中，该处理设施可以进一步包括气体裂化器(35)，其包括用于该整合方法生产的LPG(200)的入口和用于烯烃(501)的出口；和液体裂化器(36)，其包括用于烷烃(215)的入口，优选用于正烷烃(216)的入口，用于烯烃(502)的出口和用于BTX(600)的出口。
本发明的处理设施可以进一步包括残油提质单元(40)，其包括用于原油蒸馏生产的残油(400)和炼制单元来源的重质馏分(401)的入口，和用于残油提质生产的LPG(223)的出口，和用于残油提质生产的轻质馏分和/或中间馏分(329)的出口。用于原油蒸馏生产的残油(400)和炼制单元来源的重质馏分(401)的入口可以合并，以形成到残油提质单元(40)的单一入口，或者可以形成到残油提质单元(40)的两个单独的入口。本发明的该方面显示在图4中。残油提质单元(40)可以进一步包括用于残油提质生产的重质馏分(420)的出口，该重质馏分可以再循环到残油提质单元(40)以进一步提质所述重质馏分。本发明的该方面显示在图5中。
优选本发明的处理设施进一步包括：
气体分离单元(50)，其包括用于该整合方法中生产的气体(200)的入口，用于乙烷(240)的出口，用于丙烷(250)的出口和用于丁烷(260)的出口；
乙烷裂化器(31)，其包括用于乙烷(240)的入口；
丙烷裂化器(37)，其包括用于丙烷(250)的入口；
丁烷裂化器(34)，其包括用于丁烷(260)的入口；和
液体裂化器(36)，其包括C4+烷烃(216)的入口。本发明的该方面显示在图5中。
气体分离单元(50)可以进一步包括用于甲烷(701)的出口。
优选使裂化器生产的裂化产物经历分离单元(38)，其中分离该裂化产物中所含的各种组分。因此，分离单元(38)可以具有选自以下的一个或多个出口：用于甲烷(704)的出口，用于氢(804)的出口，用于乙烯(504)的出口，用于丙烯(505)的出口，用于丁烯(506)的出口和用于BTX(600)的出口。另外，分离单元(38)可以具有用于C4-C8烷烃(217)的出口，该C4-C8烷烃可以再循环到逆异构化单元(80)。此外，分离单元(38)可以具有用于裂化的馏出物和/或炭黑油(334)的出口，该裂化的馏出物和/或炭黑油可以再循环到脱芳构化单元的进料(303)。
本发明进一步提供本发明的处理设施的用途，其用于将原油转化成包含烯烃和BTX的石化产品。
本发明另一优选的特征是全部非期望的产物，例如非高价值石化品可以再循环到适当的单元，以将这种非期望的产物转化成期望的产物(例如高价值石化品)，或者适于作为到不同单元进料的产物。
在本发明的方法和处理设施中，收集生产的全部甲烷，和优选进行分离工艺以提供燃料气体。所述燃料气体优选用于为该工艺提供热，该热为通过燃烧燃料气体产生的热烟道气的形式或者通过形成蒸汽来提供。可选地，甲烷可以进行蒸汽重整以生产氢。
在本发明的方法或处理设施中操作的不同单元进一步地如下来整合：将某些工艺中例如烯烃合成中产生的氢作为进料流进料到需要氢作为进料的工艺例如加氢裂化。在该工艺和处理设施是氢的净消耗者(即在该工艺或处理设施启动过程中或者因为全部耗氢工艺消耗的氢比全部生产氢的工艺生产的氢更多)的情况中，可能需要重整另外的甲烷或燃料气体，而不是通过本发明的方法或处理设施生产的燃料气体。
下面的附图标记用于图1-5中：
10原油蒸馏单元
26开环单元
30用于烯烃合成的单元
31乙烷裂化器
34丁烷裂化器
35气体裂化器
36液体裂化器
37丙烷裂化器
38分离单元
40残油提质单元，优选残油加氢裂化器
50气体分离单元
70脱芳构化单元
80逆异构化单元
100原油
200该整合方法中生产的LPG
214开环单元生产的烷烃
215烷烃
216正烷烃
217C4-C8烷烃
220该整合方法中生产的轻质气体和炼制单元来源的LPG
222开环生产的LPG
223残油提质生产的LPG
230气体馏分
240乙烷
250丙烷
260丁烷
303脱芳构化的烃进料
310石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种
313脱芳构化生产的富含烷烃的料流
314脱芳构化生产的富含芳烃和环烷烃的料流
315开环生产的C4+烷烃
320该整合的石化处理设施生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分
329残油提质生产的轻质馏分和/或中间馏分
334裂化的馏出物和/或炭黑油
400残油
401炼制单元来源的重质馏分
420残油提质生产的重质馏分
500烯烃
501气体裂化器生产的烯烃
502液体裂化器生产的烯烃
504乙烯
505丙烯
506丁烯
600BTX
701气体分离产生的甲烷
704甲烷
804氢
虽然已经出于说明的目的详细描述了本发明，但是要理解这种详细仅用于该目的，并且本领域技术人员可以在其中进行改变，而不脱离权利要求书所定义的本发明的主旨和范围。
进一步要注意的是，本发明涉及这里所述特征的全部可能的组合，优选特别是存在于权利要求书中的特征的那些组合。
要注意的是，术语“包括”不排除存在其他要素。但是，还要理解对于包含某些组分的产物的说明还公开了由这些组分组成的产物。类似地，还要理解对于包括某些步骤的方法的说明还公开了由这些步骤组成的方法。
本发明现在通过以下非限定性实施例来更充分地描述。
对比例1
这里提供的实验数据通过在AspenPlus中模拟的流程图来获得。严格考虑了蒸汽裂化动力学(用于蒸汽裂化器产物组成计算的软件)。使用以下蒸汽裂化器炉条件：乙烷和丙烷炉：盘管出口温度(COT)＝845℃，蒸汽与油之比＝0.37，C4-炉和液体炉：COT＝820℃，蒸汽与油之比＝0.37。脱芳构化单元作为分成两个料流的分流器来模拟，一个料流含有全部的芳烃和环烷烃组分，另一料流含有全部的正链烷烃和异链烷烃组分。
对于开环，使用了将全部的芳族、环烷烃和链烷烃化合物转化成LPG的反应方案。
逆异构化单元通过将全部的异链烷烃组分转化成它们的正链烷烃相对组分的反应方案来模拟。
残油加氢裂化器单元基于文献数据来模拟。
在对比例1中，将阿拉伯轻质原油在常压蒸馏单元中蒸馏。将除了残油之外的全部馏分进行蒸汽裂化。送到蒸汽裂化器的馏分包括LPG、石脑油、煤油和粗柴油馏分。残油的分馏点是350℃。送到蒸汽裂化器的原油的全部馏分总量是原油的52重量％。在蒸汽裂化器中，上述原油馏分在炉中裂化。结果在表1中提供，如下面提供的。
将来源于原油的产物分成石化品(烯烃和BTXE，其是BTX+乙苯的缩写)和其他产物(氢、甲烷和重质馏分，其包含C9树脂进料、裂化的馏出物、炭黑油和残油)。总量之和是总原油的100％，因为也考虑了残油。从原油的产物组成，将碳效率确定为：
(石化品中的总碳重量)/(原油中的总碳重量)。
对于对比例来说，乙烯产率是总原油的15重量％。
实施例1
实施例1与对比例相同，区别如下：
将原油蒸馏的石脑油、煤油和粗柴油馏分(分馏点350℃)在脱芳构化单元中重新分成两个料流，一个料流含有全部的芳烃和环烷烃组分，一个料流含有全部的异烷烃和正烷烃。使芳烃和环烷烃组分的料流进行开环，其在工艺条件下操作以打开全部的芳环和将其余的烷烃和环烷烃转化成LPG(中间体)。将该LPG分离成乙烷馏分、丙烷馏分和丁烷馏分，将其蒸汽裂化。使来自于脱芳构化单元的烷烃料流也进行蒸汽裂化。
下面提供的表1显示了来自于蒸汽裂化器的总产物组成，按总原油的重量％计。该表还含有其余的常压残油馏分。
对于实施例1，乙烯产率是总原油的25重量％。
实施例2
实施例2与实施例1相同，区别如下：
首先，将残油在残油加氢裂化器中提质以生产气体、轻质馏分和中间馏分。在残油加氢裂化器中的最终转化率接近于完成(残油加氢裂化器的沥青是原油的2重量％)。使残油加氢裂化生产的气体进行蒸汽裂化。
将残油加氢裂化生产的轻质馏分和中间馏分在脱芳构化单元中重新分成两个料流，一个料流含有全部的芳烃和环烷烃组分，一个料流含有全部的异烷烃和正烷烃。使烃和环烷烃组分的料流进行开环，其在工艺条件下操作以打开全部的芳环和将其余的烷烃和环烷烃转化成LPG(中间体)。将该LPG分离成乙烷馏分、丙烷馏分和丁烷馏分，将其蒸汽裂化。使来自于脱芳构化单元的链烷烃料流也进行蒸汽裂化。
此外，将裂化器流出物的重质部分(C9树脂进料、裂化的馏出物和炭黑油)再循环到脱芳构化单元。
下面提供的表1显示了来自于蒸汽裂化器的总产物组成，按总原油的重量％计。该产物组成还含有加氢裂化器的沥青(原油的2重量％)。
对于实施例2，乙烯产率是总原油的46重量％。
实施例3
实施例3与实施例2相同，区别如下：
在蒸汽裂化之前，使来自于脱芳构化单元的链烷烃料流和来自于开环单元的C4馏分进行逆异构化。在逆异构化单元中，全部的异烷烃转化成正烷烃。
下面提供的表1显示了来自于蒸汽裂化器的总产物组成，按总原油的重量％计。该产物组成还含有加氢裂化器的沥青(原油的2重量％)。
对于实施例3，乙烯产率是总原油的49重量％。
表1
实施例4
该实施例更具体地描述了脱芳构化以生产富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流。
在该实施例中，脱芳构化的烃进料是具有以下组成的直馏石脑油：69.16重量％的链烷烃(正和异链烷烃)，23.73重量％的环烷烃和7.11重量％的芳烃。将脱芳构化的烃进料在溶剂萃取单元中处理，该溶剂萃取单元包括三个主烃处理塔：溶剂萃取塔、汽提塔和萃取塔。在该实施例中，使用常规溶剂N-甲基吡咯烷酮(NMP)，其具有2重量％的水。对芳烃萃取有选择性的NMP也对溶解轻质环烷烃和较小程度的轻质链烷烃物质有选择性，因此离开溶剂萃取塔底部的料流包含溶剂以及溶解的芳烃、环烷烃和轻质链烷烃物质。离开溶剂萃取塔顶部的料流(萃余液料流)包含相对不溶性的链烷烃物质。离开溶剂萃取塔底部的料流然后在蒸馏塔中进行蒸发汽提，其中物质基于它们在溶剂存在下的相对挥发性来分离。在溶剂存在下，轻质链烷烃物质具有与具有相同数目碳原子的环烷烃物质和特别是芳族物质相比更高的挥发性，因此大部分轻质链烷烃物质会在来自于蒸发性汽提塔的顶部料流中浓缩。该料流可以与来自于溶剂萃取塔的萃余液料流合并，或者作为单独的轻质烃料流收集。归因于它们相对低的挥发性，大部分环烷烃和特别是芳族物质保留在离开该塔底部的合并的溶剂和溶解烃料流中。在萃取单元最后的烃处理塔中，通过蒸馏将溶剂与溶解的烃物质分离。在该步骤中，具有相对高沸点的溶剂作为来自于该塔的底部料流回收，而溶解的烃(主要包含芳烃和环烷烃物质)作为离开该塔顶部的蒸气料流回收。该后者的流经常称作萃取物。
在该实施例中，使用以下萃取塔条件：
溶剂：NMP，具有2重量％的水
5:1的溶剂：萃取塔中的进料比(质量)
顶部压力：5.5巴表压
塔底压力：6.5巴表压
进料温度：50℃
溶剂温度：60℃
顶部温度：60℃
底部温度：50℃
萃取塔顶部流可以具有以下组成：
组分类型 重量％ 组分类型的分数
链烷烃(正和异) 81％ 68％
环烷烃 19％ 48％
芳烃 >1％ >1％
萃取塔底部流可以具有以下组成：(无溶剂)：
组分类型 重量％ 组分类型的分数
链烷烃(正和异) 53％ 32％
环烷烃 30％ 52％
芳烃 17％ 100％
备注：萃取塔底部物是用于汽提塔的进料
在该实施例中，使用以下用于汽提塔的条件：
顶部压力：1.52巴表压
塔底压力：1.77巴表压
顶部温度：94.11℃
塔底温度：175℃
汽提塔顶部流可以具有以下组成：
组分类型 重量％ 组分类型的分数
链烷烃(正和异) 91％ 21％
环烷烃 8％ 6％
芳烃 >1％ <1％
汽提塔底部流可以具有以下组成(无溶剂)：
萃取物：
萃取塔顶部流/萃取物流可以具有以下组成(无溶剂)：
组分类型 萃取物中的重量％ 萃取物中组分的分数
链烷烃(正和异) 29％ 11％
环烷烃 43％ 47％
芳烃 28％ >99％
备注：萃取塔顶部组成与汽提塔底部流的无溶剂组成相同。
合并的萃余液料流(合并的萃取塔顶部物和汽提塔顶部物)可以具有以下组成(无溶剂)：
组分类型 萃取物中的重量％ 萃取物中组分的分数
链烷烃(正和异) 83％ 89％
环烷烃 17％ 53％
芳烃 <1％ <1％
总之，在包括三个主烃处理塔(溶剂萃取塔、汽提塔和萃取塔)的溶剂萃取单元中使用NMP+2重量％水作为溶剂，可以将烃料流(在该情况中是直馏石脑油)分离成萃余液料流(其与进料相比富含烷烃，相对贫含环烷烃和基本上没有芳烃)和单独的萃取物料流(其与进料相比贫含链烷烃和相对富含环烷烃和芳烃)。

Claims (14)

1.将原油转化成石化产品的整合方法，其包括原油蒸馏、脱芳构化、开环和烯烃合成，该方法包括：
(a)使烃进料进行脱芳构化以生产富含芳烃和环烷烃的第一料流和富含烷烃的第二料流；
(b)使富含芳烃和环烷烃的料流进行开环以生产烷烃；和
(c)使该方法中生产的烷烃进行烯烃合成，
其中所述烃进料包含：
通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种；和
该方法中生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
2.根据权利要求1所述的方法，其进一步包括使该方法中生产的炼制单元来源的烷烃进行逆异构化以生产正烷烃，使该正烷烃进行烯烃合成。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中该开环产生包含LPG的第一料流和包含C4+烷烃的第二料流，和其中将所述包含C4+烷烃的料流与脱芳构化生产的烷烃合并。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中使通过该方法中的原油蒸馏生产的石脑油、煤油和粗柴油的总计的至少50重量％进行脱芳构化。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中烯烃合成是热解。
6.根据权利要求5所述的方法，其中使该整合方法中生产的LPG进行气体裂化，和其中使C4+烷烃进行液体裂化。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，该方法进一步包括：
(a)使原油进行原油蒸馏以生产气体馏分、石脑油、煤油、粗柴油和残油中的一种或多种；和
(b)使残油进行残油提质以生产LPG和轻质馏分和中间馏分。
8.根据权利要求7所述的方法，其中该残油提质是残油加氢裂化。
9.将原油转化成石化产品的处理设施，其包括：
原油蒸馏单元(10)，其包括用于原油(100)的入口，和用于石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种(310)的至少一个出口；
脱芳构化单元(70)，其包括用于脱芳构化的烃进料(303)的入口，用于富含芳烃和环烷烃的料流(314)和富含烷烃的第二料流(313)的出口；
开环单元(26)，其包括用于脱芳构化生产的芳烃和环烷烃(314)的入口，和用于烷烃(214)的出口；和
用于烯烃合成的单元(30)，其包括用于烷烃(215)的入口和用于烯烃(500)的出口，
其中所述脱芳构化的烃进料包含：
通过原油蒸馏单元生产的石脑油、煤油和粗柴油中的一种或多种(10)；和
该整合的石化处理设施生产的炼制单元来源的轻质馏分和/或炼制单元来源的中间馏分。
10.根据权利要求9所述的处理设施，其进一步包括：
逆异构化单元(80)，其包括用于烷烃(215)的入口，和用于正烷烃(216)的出口，其中将所述逆异构化单元(80)生产的所述正烷烃进料到用于烯烃合成的单元(30)。
11.根据权利要求9或10所述的处理设施，其中该开环单元(26)包括用于开环生产的LPG(222)的出口，和用于C4+烷烃(315)的出口，将该C4+烷烃与脱芳构化生产的烷烃(313)合并。
12.根据权利要求11所述的处理设施，其进一步包括：
气体裂化器(35)，其包括用于该整合方法中生产的LPG(200)的入口，和用于烯烃(501)的出口；和
液体裂化器(36)，其包括用于烷烃(215)的入口，优选用于正烷烃(216)的入口，用于烯烃(502)的出口，和用于BTX(600)的出口。
13.根据权利要求9-12中任一项所述的处理设施，其进一步包括：
残油提质单元(40)，其包括用于原油蒸馏生产的残油(400)和炼制单元来源的重质馏分的入口，和用于残油提质生产的LPG(223)的出口，和用于残油提质生产的轻质馏分和/或中间馏分(329)的出口。
14.根据权利要求9-13中任一项所述的整合的石化处理设施的用途，其用于将原油转化成包含烯烃和BTX的石化产品。
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