CN109661451B - 原料烃转化为石化产品的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

根据公开的实施方案，原料烃可以通过一种方法加工，该方法可以包括将原料烃分离成较低沸点的烃馏分和较高沸点的烃馏分，在高强度流化催化裂化反应器单元中裂解较高沸点的烃馏分，以形成催化裂化流出物，在蒸汽裂化器单元中裂化较低沸点的烃馏分以形成蒸汽裂化流出物，以及将催化裂化流出物或蒸汽裂化流出物中的一种或两种分离以形成两种或更多种石化产品。在一个或多个实施方案中，原料烃可包含原油，并且石化产品之一可包含轻质烯烃。

Description

原料烃转化为石化产品的系统和方法
相关申请的交叉引用
本申请要求于2016年8月24日提交的美国临时申请62/378,988的权益，该临时申请通过引用整体并入。
背景技术
技术领域
本公开涉及石化产品的生产，更具体地涉及从原料烃直接生产石化产品的系统和方法。
技术背景
乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳族化合物如苯、甲苯和二甲苯是大部分石化工业的基本中间体。它们主要通过石油气和馏分油如石脑油、煤油或甚至瓦斯油的热裂解(有时称为“蒸汽热解”或“蒸汽裂化”)获得。然而，随着对这些基本中间体化合物的需求增加，除了使用石油气和馏分油作为原料的传统热裂解方法之外，必须考虑其他生产来源。
这些中间体化合物也可以通过精炼流化催化裂化(FCC)方法生产，其中重质原料如瓦斯油或渣油被转化。例如，丙烯生产的重要来源是来自FCC装置的精炼丙烯。然而，馏分油原料如瓦斯油或渣油通常是有限的，并且是由炼油厂内的几个昂贵且能量密集的加工步骤产生的。
发明内容
因此，鉴于这些中间石化产品(例如轻质烯烃)的需求不断增长，需要从可以相对低成本大量获得的其他类型的原料生产这些中间体化合物的方法。本公开涉及通过直接转化原料烃如原油来生产这些中间体化合物(有时在本公开中称为“系统产物”)的方法和系统。例如，与生产这些中间体化合物的其它原料相比，从原油原料的转化可能是有益的，因为它通常比其它原料材料更便宜并且更广泛地可获得。
根据一个或多个实施方案，原料烃可以通过一种方法加工，该方法可以包括将原料烃分离成较低沸点的烃馏分和较高沸点的烃馏分，在高强度(high-severity)流化催化裂化反应器单元中裂解较高沸点的烃馏分，以形成催化裂化流出物，在蒸汽裂化器单元中裂化较低沸点的烃馏分以形成蒸汽裂化流出物，以及将催化裂化流出物或蒸汽裂化流出物中的一种或两种分离以形成两种或更多种石化产品。在一个或多个实施方案中，原料烃可包含原油，并且石化产品之一可包含一种或多种轻质烯烃。
根据另一个实施方案，原料烃可以通过一种方法加工，该方法包括将原料烃流引入原料烃分离器，该原料烃分离器将原料烃分离成较低沸点的烃馏分流和较高沸点的烃馏分流，将较高沸点的烃馏分流送入高强度流化催化裂化反应器单元，其裂解较高沸点的烃馏分流以形成催化裂化流出物流，将较低沸点的烃馏分流送入蒸汽裂化器单元，其裂化较低沸点的烃馏分流以形成蒸汽裂化流出物流，以及分离催化裂化流出物流或蒸汽裂化流出物流中的一种或两种，以形成两种或更多种石化产物流。
本公开中所描述的技术的其它特征和优点将在下文中的详细描述中阐述，并且对所属领域的技术人员而言，一部分根据所述描述是显而易见的，或由如本公开中(包括下文中的详细描述、权利要求书以及附图)所描述地实践所述技术而意识到。
附图说明
当结合以下附图阅读时，可最好地理解本公开的具体实施方案的以下详细描述，其中相同的结构用相同的附图标记表示，并且其中：
图1描绘了根据本公开中描述的一个或多个实施方案的原油转化系统的实施方案的概括示意图；
图2描绘了根据本公开中描述的一个或多个实施方案的原油转化系统的另一个实施方案的概括示意图；和
图3描绘了根据本公开中描述的一个或多个实施方案的原油转化系统的另一个实施方案的概括示意图。
出于描述图1-3的简化示意图示和描述的目的，不包括可以采用并且对于某些化学处理操作领域的普通技术人员公知的众多阀、温度传感器、电子控制器等。此外，未示出常规化学处理操作例如精炼厂中经常包括的伴随部件，例如空气供应、催化剂料斗和烟道气处理。应该理解，这些部件在所公开的本发明实施方案的精神和范围内。然而，诸如本公开中描述的那些操作部件可以添加到本公开中描述的实施方案中。
还应注意，附图中的箭头指的是工艺流。然而，箭头可以等效地指代可以用于在两个或更多个系统部件之间转移工艺流的传输线。另外，连接到系统部件的箭头定义每个给定系统部件中的入口或出口。箭头方向通常对应于包含在由箭头表示的物理传输线内的流的材料的主要移动方向。此外，不连接两个或更多个系统部件的箭头表示离开所描绘的系统的产品流或进入所描绘的系统的系统入口流。产物流可以在伴随的化学处理系统中进一步处理，或者可以作为最终产品商业化。系统入口流可以是从伴随的化学处理系统转移的流，或者可以是未处理的原料流。一些箭头可以表示循环流，循环流是再循环回到系统中的系统部件的流出物流。然而，应该理解的是，在一些实施方案中，任何代表的再循环流可以由相同材料的系统入口流代替，并且一部分再循环流可以作为系统产品离开系统。
另外，附图中的箭头可以示意性地描绘将流从一个系统部件传输到另一个系统部件的过程步骤。例如，来自指向另一系统部件的一个系统部件的箭头可以表示将系统部件流出物“送入”到另一个系统部件，其可以包括从一个系统部件“退出”或“移除”的工艺流的内容物和将该产物流的内容物“引入”到另一个系统部件。
应当理解，当两条或更多条线在图1-3的示意流程图中相交时，两个或更多个工艺流被“混合”或“组合”。混合或组合还可包括通过将两种流直接引入类似的反应器、分离装置或其他系统部件中进行混合。例如，应当理解，当两个流被描绘为在进入分离单元或反应器之前直接组合时，在一些实施方案中，流可以等效于引入分离单元或反应器中并在反应器中混合。
现在将更详细地参考各种实施方案，其一些实施方案在附图中示出。只要有可能，在整个附图中将使用相同的附图标记来表示相同或相似的部分。
具体实施方式
本公开中描述了用于将原料烃(例如原油)加工成石化产品(例如轻质烯烃)的系统和方法的各种实施方案。通常，原料烃的加工可包括将原油分离成较低沸点的烃馏分和较高沸点的烃馏分，然后在高强度的流化催化裂化(HS-FCC)反应中加工较高沸点的烃馏分，以及在蒸汽裂化反应中加工较低沸点的烃馏分。HS-FCC反应和蒸汽裂化反应的产物可以进一步分离成所需的石化产物流。例如，原油可以用作原料烃并且可以直接加工成烃油、汽油、混合丁烯、丁二烯、丙烯、乙烯、甲烷、氢气、混合C4、石脑油和液体石油气中的一种或多种。
如在本公开中所使用的，“反应器”是指其中一种或多种化学反应可以在一种或多种反应物之间任选地在一种或多种催化剂存在下发生的容器。例如，反应器可包括配置作为间歇反应器、连续搅拌釜反应器(CSTR)或活塞流反应器操作的罐或管式反应器。示例性反应器包括填充床反应器，例如固定床反应器和流化床反应器。一个或多个“反应区”可以设置在反应器中。如在本公开中所使用的，“反应区”是指在反应器中发生特定反应的区域。例如，具有多个催化剂床的填充床反应器可具有多个反应区，其中每个反应区由每个催化剂床的区域限定。
如在本公开中所使用的，“分离单元”是指任何分离装置，其至少部分地分离在工艺流中彼此混合的一种或多种化学品。例如，分离单元可以选择性地将不同的化学物质彼此分离，形成一种或多种化学馏分。分离单元的实例包括但不限于蒸馏塔、闪蒸罐、分离罐、分离壶、离心机、过滤装置、捕集器、洗涤器、膨胀装置、膜、溶剂萃取装置等。应当理解，本公开中描述的分离方法可能不会将一种化学物质的全部与另一种化学成分的全部完全分开。应当理解，本公开中描述的分离方法“至少部分地”将不同的化学组分彼此分开，并且即使没有明确说明，应该理解，分离可以仅包括部分分离。如在本公开中所使用的，一种或多种化学成分可以与工艺流“分离”以形成新的工艺流。通常，工艺流可以进入分离单元并被分成或分离成两种或更多种所需组成的工艺流。此外，在一些分离过程中，“较低沸点馏分”(有时称为“轻馏分”)和“较高沸点馏分”(有时称为“重馏分”)可离开分离单元，其中，平均而言，较低沸点馏分流的内容物具有比较高沸点馏分流更低的沸点。其他流可以落在较低沸点馏分和较高沸点馏分之间，例如“中间沸点馏分”。
应当理解，“流出物”通常是指在特定反应或分离后离开系统部件例如分离单元、反应器或反应区的流，并且通常具有与进入分离单元、反应器或反应区的流不同的组成(至少在比例上)。
如在本公开中所使用的，“催化剂”是指增加特定化学反应速率的任何物质。本公开中描述的催化剂可用于促进各种反应，例如但不限于裂化(包括芳族裂化)、脱金属、脱芳、脱硫、和脱氮。如在本公开中所使用的，“裂化”通常是指这样的化学反应，其中具有碳碳键的分子通过断裂一个或多个碳-碳键而被分解成多于一个分子，或者从包括环状部分的化合物例如芳族转化为不包含环状部分或比裂化前包含更少环状部分的化合物。
还应该进一步理解，可以为流的组分命名流，并且命名流的组分可以是流的主要组分(例如包括从流含量的50重量％(wt.％)、70wt.％、90wt.％、95wt.％、99wt.％、99.5wt.％、或甚至99.9wt.％至流含量的100wt.％)。还应该理解，当包括该组分的流被公开为从该系统部件传递到另一个系统部件时，流的组分被公开为从一个系统部件传递到另一个系统部件。例如，从第一系统部件传递到第二系统部件的所公开的“氢气流”应理解为等效于公开从第一系统部件传递到第二系统部件的“氢气”。
现在参考图1，示意性地描绘了烃转化系统100。烃转化系统100通常接收原料烃流101并直接加工原料烃流101以形成一种或多种石化产物流。尽管本说明书和实施例可以将原油指定为原料烃流101的材料，但是应该理解的是，分别关于图1-3的实施方案描述的烃转化系统100、200、300可以适用于各种原料烃(原料烃流101)的转化，包括但不限于原油、减压渣油、沥青砂、沥青、常压渣油和减压瓦斯油。如果原料烃是原油，它可具有22至40度的美国石油协会(API)重力。例如，所用的原料烃可以是阿拉伯重质原油。表1中显示了一种特定等级的阿拉伯重质原油的实例性质。另外，以下实施例包括另外的实例原油原料(加氢处理和非加氢处理的)。应当理解，如在本公开中所使用的，“原料烃”可以指之前未经处理的原料烃(例如原油)或可以指在原料烃流101中引入烃转化系统100之前经过一定程度加工的烃。
表1-阿拉伯重质出口原料的实例
分析 单位 值
美国石油协会(API)重力 度 27
密度 每立方厘米克(g/cm<sup>3</sup>) 0.8904
硫含量 重量百分比(wt.％) 2.83
镍 重量百万分率(ppmw) 16.4
钒 ppmw 56.4
氯化钠(NaCl)含量 ppmw <5
康拉逊碳 wt.％ 8.2
渣油(CCR)
C<sub>5</sub>沥青质 wt.％ 7.8
C<sub>7</sub>沥青质 wt.％ 4.2
仍然参考图1，原料烃流101可以引入原料烃分离器102，其将原料烃流101的内容物分离成较低沸点的烃馏分流103和较高沸点的烃馏分流104。在一个或多个实施方案中，原料烃流101可以是汽-液分离器，例如闪蒸罐(有时称为分裂罐、分离鼓、分离罐、压缩机抽吸鼓或压缩机入口鼓)。在利用汽-液分离器作为原料烃分离器102的这种实施方案中，较低沸点的烃馏分流103作为蒸汽离开原料烃分离器102，并且较高沸点的烃馏分流104作为液体离开原料烃分离器102。汽-液分离器可以在适合于将原料烃流101分离成较低沸点烃馏分流103和较高沸点烃馏分流104的温度下操作，例如从180摄氏度(℃)至400℃。例如，较低沸点烃馏分流103的内容物可具有至少约180℃且小于或等于400℃、小于或等于350℃、小于或等于300℃、小于或等于250℃或小于或等于200℃的沸点。较高沸点烃馏分流104的内容物可具有小于或等于400℃且至少180℃、至少200℃、至少250℃、至少300℃、甚至至少350℃的沸点。
在将原料烃流101分离成较低沸点的烃馏分流103和较高沸点的烃馏分流104之后，较低沸点的烃馏分流103可以通入蒸汽裂化器单元148。蒸汽裂化器单元148可包括对流区150和热解区151。较低沸点的烃馏分流103可以与蒸汽105一起进入对流区150。在对流区150中，可以将较低沸点的烃馏分流103预热至所需温度，例如400℃至650℃。然后，存在于对流区150中的较低沸点烃馏分流103的内容物可以进入热解区151，在那里被蒸汽裂解。蒸汽裂化的流出物流107可以离开蒸汽裂化器单元148并且通过热交换器108，其中工艺流体109(例如水或热解烃油)冷却蒸汽裂化的流出物流107以形成冷却的蒸汽裂化流出物流110。蒸汽裂化的流出物流107和冷却的蒸汽裂化的流出物流110可以包括裂化的烃类材料的混合物，其可以分离成包含在一个或多个系统产物流中的一种或多种石化产品。例如，蒸汽裂化的流出物流107和冷却的蒸汽裂化的流出物流110可包括烃油、汽油、混合的丁烯、丁二烯、丙烯、乙烯、甲烷和氢气中的一种或多种，其可进一步与来自蒸汽裂化的水混合。
根据一个或多个实施方案，热解区151可以在700℃至900℃的温度下操作。热解区151可以以0.05秒至2秒的停留时间操作。蒸汽105与较低沸点烃馏分流103的质量比可为约0.3：1至约2：1。
较高沸点的烃馏分流104可以离开原料烃分离器102并与氢气流153合并以形成混合流123。氢气流153可以从系统外部的来源供应，例如进料氢气流122，或者可以从系统再循环流(例如纯化的氢气流121)供应。在另一个实施方案中，氢气流153可以来自多种来源的组合，例如部分地由进料氢气流122供应并且部分地由纯化的氢气流121供应。存在于混合流123中的来自氢气流153的组分与较高沸点烃馏分流104的组分的体积比可以为400：1至1500：1，并且其可取决于较高沸点烃馏分流104的内容物。
然后可以将混合流123引入加氢处理单元124。加氢处理单元124可以至少部分地降低金属、氮、硫和芳族部分的含量。例如，离开加氢处理单元124的加氢处理的流出物流125可以使金属、氮、硫和芳族部分中的一种或多种的含量降低至少2％、至少5％、至少10％、至少25％、至少50％或甚至至少75％。例如，加氢脱金属(HDM)催化剂可以从工艺流中除去一种或多种金属的一部分，加氢脱氮(HDN)催化剂可以除去工艺流中存在的一部分氮，并且加氢脱硫(HDS)催化剂可以去除工艺流中存在的一部分硫。另外，加氢脱芳烃(HDA)催化剂可通过饱和及裂化那些芳族部分来减少工艺流中芳族部分的量。应当理解，当特定催化剂被称为具有特定功能时，该特定催化剂在功能上不一定限于特定化学成分或部分的去除或裂化。例如，在本公开中鉴定为HDN催化剂的催化剂可另外提供HDA功能、HDS功能或两者。
根据一个或多个实施方案，加氢处理单元124可包括串联布置的多个催化剂床。例如，加氢处理单元124可包括串联布置的加氢裂化催化剂、加氢脱金属催化剂、加氢脱硫催化剂和加氢脱氮催化剂中的一种或多种。加氢处理单元124的催化剂可包含一种或多种IUPAC第6族、第9族或第10族金属催化剂，例如但不限于负载在多孔氧化铝或沸石载体上的钼、镍、钴和钨。如在本公开中所使用的，加氢处理单元124用于至少部分地降低混合流123中的金属、氮、硫和芳族部分的含量，并且不应受到加氢处理单元124中用作催化剂的材料的限制。根据一个实施方案，用于降低硫、氮和金属含量的一种或多种催化剂可位于用于氢化或裂化反应物流的催化剂的上游。根据一个或多个实施方案，加氢处理单元124可以在300℃至450℃的温度和30巴至180巴的压力下操作。加氢处理单元124可以以0.3/小时至10/小时的液时空速运行。
根据一个或多个实施方案，进入加氢处理单元124的流的内容物可以具有相对大量的一种或多种金属(例如钒、镍或两者)、硫和氮。例如，进入加氢处理单元的流的内容物可以包括大于重量百万分之17的金属、大于重量百万分之135的硫和大于重量百万分之50的氮的一种或多种。离开加氢处理单元124的流的内容物可以具有相对少量的一种或多种金属(例如钒、镍或两者)、硫和氮。例如，离开加氢处理单元的流的内容物可以包括重量百万分之17或更少的金属、重量百万分之135或更少的硫和重量百万分之50或更少的氮的一种或多种。
加氢处理的流出物流125可以离开加氢处理单元124并且被传送到高强度的流化催化裂化反应器单元149。高强度流化催化裂化反应器单元149可包括催化剂/进料混合区126、下流反应区127、分离区128和催化剂再生区130。加氢处理的流出物流125可以引入催化剂/进料混合区126，在那里它与来自催化剂再生区130的再生催化剂流129的再生催化剂混合。加氢处理的流出物流125通过与反应区127中的再生催化剂接触而反应，这使得加氢处理的流出物流125的内容物裂化。在反应区127中的裂化反应之后，反应区127的内容物进入分离区128，在那里将反应区127的裂化产物与废催化剂分离，废催化剂在废催化剂流131中通入催化剂再生区130，在此通过例如从废催化剂中除去焦炭而再生。
应当理解，高强度流化催化裂化反应器单元149是高强度流化催化裂化反应器单元的一个特定实施方案的简化示意图，并且高强度流化催化裂化反应器单元的其他构造可适合于结合入烃转化系统100。然而，高强度流化催化裂化反应器单元149通常可以通过引入在例如至少500℃的高温下与反应物接触的流化催化剂来限定。根据一个或多个实施方案，高强度流化催化裂化反应器单元149的反应区127可以在530℃至700℃的温度下操作，催化剂与加氢处理的流出物流125的内容物的重量比为10wt.％至40wt.％。混合物在反应区127中的停留时间可以为0.2至2秒。各种流化催化裂化催化剂可适用于高强度流化催化裂化反应器单元149的反应。例如，一些合适的流化催化裂化催化剂可包括但不限于沸石、二氧化硅-氧化铝、一氧化碳燃烧促进剂添加剂、底部裂化添加剂、产生轻质烯烃的添加剂和FCC工艺中使用的其它催化剂添加剂。适用于高强度流化催化裂化反应器单元149的裂化用沸石的实例包括Y、REY、USY和RE-USY沸石。为了增强从石脑油裂化生产轻质烯烃，可以使用ZSM-5沸石晶体或其他高硅沸石(pentasil)型催化剂结构。
催化裂化的流出物流132可以离开高强度流化催化裂化反应器单元149的分离区128，并与由蒸汽裂化器单元148处理的冷却的蒸汽裂化的流出物流110合并。含有冷却的蒸汽裂化的流出物流110和催化裂化的流出物流132的合并流可以通过分离单元111分离成系统产物流。例如，分离单元111可以是蒸馏塔，其将冷却的蒸汽裂化的流出物流110和催化裂化的流出物流132的内容物分离成烃油流112、汽油流113、混合的丁烯流114、丁二烯流115、丙烯流116、乙烯流117、甲烷流118和氢气流119的一种或多种。在引入分离单元111之前，冷却的蒸汽裂化的流出物流110可以与催化裂化的流出物流132混合，如图1所示，或者，分离单元111和催化裂化的流出物流132可以单独地引入分离单元111中。如在本公开中所使用的，系统产物流(例如烃油流112、汽油流113、混合的丁烯流114、丁二烯流115、丙烯流116、乙烯流117和甲烷流118)可称为石化产品，有时用作下游化学处理的中间体。
如图1所示，氢气流119可通过氢气纯化装置120进行处理，并且作为纯化氢气流121再循环返回到烃转化系统100。纯化氢气流121可以补充有来自进料氢气流122的另外的进料氢气。或者，全部或至少一部分氢气流119或纯化氢气流121可作为系统产品离开系统或燃烧以产生热量。
现在参考图2，描绘了烃转化系统200，其在一些方面与烃转化系统100类似或相同，但催化裂化流出物流132在其任何组分被引入分离单元111之前在裂化反应器分离器133中分离。催化裂化流出物流132可以从高强度流化催化裂化反应器单元149传送到裂化反应器分离器133，其可以是蒸馏塔。裂化反应器分离器133可以将催化裂化流出物流132的内容物分离成轻循环油流134、石脑油流135、乙烯流136、丙烯流137和液化石油气(包括混合C4)流138中的一种或多种。石脑油流135可以在石脑油分离器139中进一步分离成较小沸点的石脑油料流140和较高沸点的石脑油料流141。全部或部分石脑油流135可以经由石脑油再循环流142再循环回到烃转化系统200中，石脑油料再循环流142在加氢处理的流出物流125被引入高强度流化催化裂化反应器单元149之前将石脑油流135与加氢处理的流出物流125组合。如在本公开中所使用的，系统产物流(例如轻/重循环油流134、石脑油流135、乙烯流136、丙烯流137、液化石油气流138、石脑油分离器139和较小沸点的石脑油流140)可称为石化产品，有时用作下游化学处理中的中间体。
液化石油气流138可以离开裂化反应器分离器133并与冷却的蒸汽裂化流出物流110结合。含有冷却的蒸汽裂化流出物流110和液化石油气流138的合并流可以通过分离单元111分离成系统产物流。例如，类似于图1的实施方案，分离单元111可以是蒸馏塔，其将冷却的蒸汽裂化的流出物流110和液化石油气流138的内容物分离成烃油流112、汽油流113、混合的丁烯流114、丁二烯流115、丙烯流116、乙烯流117、甲烷流118和氢气流119的一种或多种。冷却的蒸汽裂化流出物流110可以在引入分离单元111之前与液化石油气流138混合，如图2所示，或者，冷却的蒸汽裂化流出物流110和液化石油气流138可以单独地引入分离单元111中。在另一个实施方案中，至少一部分液化石油气流138可作为系统产物离开烃转化系统200。
现在参考图3，描绘了烃转化系统300，其在一些方面与烃转化系统100或200类似或相同，但其中较高沸点烃馏分流104的内容物可以送至高强度流化催化裂化反应器单元149，而没有在加氢处理反应器(例如图1和2的实施方案中描述的加氢处理单元124)中进行中间处理。在这样的实施方案中，石脑油循环物流142可在其引入高强度流化催化裂化反应器单元149之前与较高沸点的烃馏分流104合并。另外，在这样的实施方案中，氢气可以不被引入较高沸点的烃馏分流104，因为氢气不再需要用于加氢处理反应器的加氢处理反应。
在较高沸点烃馏分流104未经加氢处理以降低氮、硫、芳烃、金属及其组合的实施方案中，可将较高沸点烃馏分流104引入高强度流化催化裂化反应器单元149，其包含具有大于重量百万分之17的金属、大于重量百万分之135的硫和大于重量百万分之50的氮的一种或多种的组合物。
此外，应该理解，不包括加氢处理反应器的图3的实施方案可以适合与图1所示的分离方案结合，其中催化裂化流出物流132的内容物与分离单元111中的冷却的蒸汽裂化的流出物流110的内容物一起被分离。
根据参考图1-3公开的实施方案，与传统的转化系统相比，可以存在许多优点，所述传统的转化系统在引入裂化装置如蒸汽裂化装置之前不将原料烃流101分离成两个或多个流。也就是说，与图1-3的转化系统相比，将整个原料烃注入蒸汽裂化器的传统裂化装置在某些方面可能是有缺陷的。例如，通过在引入蒸汽裂化装置之前分离原料烃流101，可以产生更高量的轻馏分系统产物。根据目前描述的实施方案，通过仅将较低沸点的烃馏分流103引入蒸汽裂化器单元148，可以增加较低沸点产物如氢、甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯和混合丁烯的量，同时可以减少较高沸点的产物如烃油的量。同时，较高沸点的烃馏分流104可以通过高强度的流化催化裂化反应器单元149转化成其它有价值的系统产物，例如轻循环油、石脑油、混合C4、乙烯和丙烯。根据另一个实施方案，可以通过去除存在于较高沸点烃馏分流104中的物质来减少蒸汽裂化器单元148中的结焦。不受理论束缚，据信进入蒸汽裂化器单元的高度芳族进料可导致较高沸点的产物和增加的焦化。因此，当高度芳族材料未被引入蒸汽裂化器单元148，而是通过原料烃分离器102分离成至少一部分较高沸点烃馏分流104时，认为可以减少焦化并且蒸汽裂化器单元148可以产生更大量的较低沸点产物。
根据另一实施方案，可以通过图1-3的烃转化系统100、200、300的设计来降低资本成本。由于原料烃流101由原料烃分离器102分馏，因此不是系统的所有裂解炉都需要设计成处理较高沸点烃馏分流104中所含的物质。预期设计用于处理较低沸点物质例如较低沸点烃馏分流103中含有的物质的系统部件比设计用于处理较高沸点物质例如较高沸点烃馏分流104的物质的系统部件便宜。例如，蒸汽裂化器单元148的对流区150可以设计得比设计用于处理较高沸点烃馏分流104的材料的等效对流区更简单和便宜。
根据另一个实施方案，可以不需要在蒸汽裂化器单元148的对流区150和热解区151之间使用诸如气固分离装置和气液分离装置的系统部件。在一些传统的蒸汽裂化器单元中，可能需要将气-液分离装置定位在对流区和热解区之间。该气-液分离装置可用于除去存在于对流区中的较高沸点组分，例如任何减压渣油。然而，在图1-3的烃转化系统100、200、300的一些实施方案中，可以不需要气液分离装置，或者它可以不太复杂，因为它不会遇到更高沸点的物质，例如存在于较高沸点烃馏分流104中的物质。另外，在所描述的一些实施方案中，蒸汽裂化器单元148可以能够更频繁地操作(即没有间歇性停机)，这是由相对较重的进料的处理引起的。这种较高的操作频率有时可称为增加的开工率(on-stream-factor)。
实施例
通过以下实施例将进一步阐明用于原料烃转化的方法和系统的各种实施方案。这些实施例本质上是说明性的且不应被理解为限制本发明的主题。
比较实施例A
通过使用加氢处理的阿拉伯轻质原油作为原料的蒸汽裂化器中试装置的实验来确定产物产率。表2A显示了在加氢处理之前和之后用作原料的阿拉伯轻质原油。将加氢处理的阿拉伯轻质原油在540℃下预切取馏分以从原料中除去较高沸点馏分，以模拟在传统蒸汽裂化装置中在对流区和热解区之间使用的气-液分离装置的效果。使用840℃线圈出口温度的裂化强度进行测试。比较实施例A的产物收率如表2B所示。
表2A
Figure BDA0001976087310000111
Figure BDA0001976087310000121
表2B
Figure BDA0001976087310000122
Figure BDA0001976087310000131
实施例1
对于图1和2中所示的反应器系统，计算机模拟产物产率，其中，表2A的原油原料被分成两部分，随后分别在蒸汽裂化器单元和高强度流化催化裂化反应器单元中处理。使用HS-FCC ASPEN模拟计算机模拟高强度流化催化裂化反应，并在SPYRO中模拟蒸汽裂化反应。该模型基于将阿拉伯轻质原油分离成沸点高于345℃(在HS-FCC反应器中处理)和低于345℃(在蒸汽裂化器中处理)的馏分。该模型考虑了在HS-FCC反应器中裂化之前加入HS-FCC反应器的馏分进行加氢处理以除去一部分氮、硫和金属。加氢处理后的进料的组成在中试装置中通过实验确定，并且参考比较实施例A在表2A中示出。该模型将nC2、nC3和nC4再循环以在蒸汽裂解部分中消失。SPYRO模拟考虑线圈出口温度为840℃，入口压力为253.852兆帕斯卡(MPa)，蒸汽与油的比率为0.7，停留时间为0.233秒，出口速度为187.712米/秒(m/s)。表3显示了实施例1的集成裂化方案的产物收率，表4显示了在蒸汽裂化器中裂化的较小沸点馏分的产物收率，表5显示了在HS-FCC中裂化的较高沸点馏分的产物收率。
表3
Figure BDA0001976087310000132
Figure BDA0001976087310000141
表4
组分 wt.％
氢气 0.99
甲烷 12.29
乙烯 32.04
丙烯 14.76
丁二烯 5.49
丁烯 3.98
丁烷 0.15
苯 6.36
甲苯 3.69
裂解汽油 11.37
热解烃油 8.88
表5
Figure BDA0001976087310000142
Figure BDA0001976087310000151
实施例2
产物产率针对图3中描绘的反应器系统建模，其中将原油原料分成两部分，随后分别在蒸汽裂化器单元和高强度流化催化裂化反应器单元中处理，而不使用加氢处理。该集成系统在ASPEN中建模，使用台式按比例缩小的流化催化裂化装置在600℃和催化剂与油的比率为约30时观察的高强度流化催化裂化反应数据，以及由使用与实施例1中公开的相同的工艺参数在SPYRO中模型的蒸汽裂解反应数据。该模型基于将阿拉伯轻质原油分离成沸点高于350℃(在HS-FCC反应器中处理)和低于350℃(在蒸汽裂化器中处理)的馏分。进行该模型的原料是表2A的阿拉伯轻质原油，而没有加氢处理。该模型将nC2、nC3和nC4再循环以在蒸汽裂解部分中消失，其裂化强度为840℃线圈出口温度和蒸汽与油的比率为0.5。表6显示了在蒸汽裂化器中裂化的较低沸点馏分的产物收率，表7显示了在HS-FCC中裂化的较高沸点馏分的产物收率。
表6
Figure BDA0001976087310000152
Figure BDA0001976087310000161
表7
组分 wt％
C<sub>2</sub>&amp;更轻组分 8.8
总C<sub>3</sub> 21.9
总C<sub>4</sub> 16.8
汽油(C<sub>5</sub>-216℃) 26.47
LCO(216-343℃) 11.8
HCO(>343℃) 7.9
焦炭产率 6.3
注意，以下权利要求中的一个或多个使用术语“其中”作为过渡短语。出于定义本技术的目的，应注意，所述术语在权利要求中作为开放式过渡短语引入，所述短语用于引入结构的一系列特征的叙述，并且应当以与更常用的开放式前导词术语“包含”同样方式地理解。
应理解，赋予特性的任何两个定量值可以构成所述特性的范围，并且在本公开中涵盖由给定特性的所有规定的定量值形成的范围的所有组合。
已经详细地并且通过参考特定实施方案描述了本公开的主题，应注意，本公开中描述的各种细节不应被视为暗示这些细节与作为本公开中所描述的各种实施方案的基本组分的元件相关，即使在本说明书随附的每个附图中示出了特定元件的情况下也是如此。而是，应将所附权利要求视为本公开的范围的唯一表示以及本公开中描述的各种实施方案的对应范围。此外，显然在不脱离所附权利要求的范围的情况下可以进行修改和变化。

Claims (12)

1.一种处理原料烃的方法，所述方法包括：
将所述原料烃分离成较低沸点烃馏分和较高沸点烃馏分；
在高强度流化催化裂化反应器单元中裂化重质原油馏分之前，加氢处理所述较高沸点烃馏分，其中所述加氢处理包括降低所述较高沸点烃馏分中至少芳烃的含量；
在至少500℃的高温下在高强度流化催化裂化反应器单元中所述较高沸点烃馏分接触流化催化裂化催化剂，并且在530℃至700℃下裂化所述较高沸点烃馏分，形成催化裂化的流出物；
将所述较低沸点烃馏分预热至400℃至650℃，在蒸汽裂化器单元中在700℃至900℃的温度下裂化所述较低沸点烃馏分，形成蒸汽裂化的流出物；和
将所述催化裂化的流出物或所述蒸汽裂化的流出物中的一种或两种分离，形成两种或更多种石化产品；
其中所述较低沸点烃馏分的内容物具有小于或等于400℃的沸点和所述较高沸点烃馏分的内容物具有至少180℃的沸点，并且所述较高沸点烃馏分的内容物的沸点大于所述较低沸点烃馏分的内容物的沸点。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所述原料烃包括原油。
3.根据权利要求1所述的方法，其中所述石化产品之一包括甲烷、乙烯、丙烯、丁烯或丁二烯中的一种或多种。
4.根据权利要求1所述的方法，还包括在引入所述高强度流化催化裂化反应器单元之前组合所述较高沸点烃馏分与氢气。
5.根据权利要求4所述的方法，其中与所述较高沸点烃馏分组合的至少一部分氢气是石化产品，使得它被再循环。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中原料烃通过闪蒸分离成所述较低沸点烃馏分和所述较高沸点烃馏分。
7.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中裂化的所述较高沸点烃馏分包括以下一种或多种：
按重量计至少百万分之17的金属；
按重量计至少百万分之135的硫；和
按重量计至少百万分之50的氮。
8.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，还包括将所述催化裂化的流出物和所述蒸汽裂化的流出物合并。
9.根据权利要求1至5中任一项所述的方法，还包括：
用第一分离器从所述催化裂化的流出物中分离石脑油；和
将所述石脑油与所述蒸汽裂化的流出物合并。
10.一种处理原料烃的方法，所述方法包括：
引入原料烃流至原料烃分离器，其将所述原料烃分离成较低沸点烃馏分流和较高沸点烃馏分流；
将所述较高沸点烃馏分送入位于流化催化裂化反应器单元上游的加氢处理单元，其中，在所述较高沸点烃馏分被引入到所述流化催化裂化反应器单元之前，重质原油馏分中至少芳烃含量在所述加氢处理单元中被降低；
将所述较高沸点烃馏分流送入高强度流化催化裂化反应器单元，在至少500℃的高温下接触流化催化裂化催化剂，并且在530℃至700℃下在至少500℃的高温下接触流化催化裂化催化剂，并且在530℃至700℃下裂化所述较高沸点烃馏分流，形成催化裂化的流出物流；
将所述较低沸点烃馏分预热至400℃至650℃，将所述较低沸点烃馏分流送入蒸汽裂化器单元，在700℃至900℃的温度下裂化所述较低沸点烃馏分流，形成蒸汽裂化的流出物流；和
将所述催化裂化的流出物流或所述蒸汽裂化的流出物流中的一种或两种分离，形成两种或更多种石化产品流；
其中所述较低沸点烃馏分的内容物具有小于或等于400℃的沸点和所述较高沸点烃馏分的内容物具有至少180℃的沸点，并且所述较高沸点烃馏分的内容物的沸点大于所述较低沸点烃馏分的内容物的沸点。
11.根据权利要求10所述的方法，其中所述原料烃流包括原油。
12.根据权利要求10或11所述的方法，其中所述石化产品流之一包括丁烯。
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