CN110214170A - 集成蒸汽裂解、流体催化裂解和萘向富含化学品的重整产物的转化的将原油转化成石油化学品和燃料产品的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

公开能够用多个处理单元以集成方式将原油进料转化为石油化学品的工艺方案配置。这些设计利用最少的资本支出以为蒸汽裂解器复合体准备合适的原料。用于将原油转化为包括烯烃和芳烃的石油化学品以及燃料产品的集成方法包括混合进料蒸汽裂解、流体催化裂解和石脑油向富含化学品的重整产物的转化。所述混合进料蒸汽裂解器的进料包括来自界区内的加氢处理区的轻产物、来自C3和C4烯烃回收步骤的再循环流以及来自所述界区内的热解汽油和FCC石脑油芳烃提取区的提余液。将来自直馏石脑油流的化学重整产物用作所述芳烃提取区和或所述混合进料蒸汽裂解器的额外进料。

Description

集成蒸汽裂解、流体催化裂解和萘向富含化学品的重整产物 的转化的将原油转化成石油化学品和燃料产品的方法和系统
相关申请
本申请要求2017年1月24日提交的美国临时专利申请号 62/450,060的优先权，并且是2017年9月20日提交的美国专利申请 号15/710,799的部分继续申请，其要求2016年11月21日提交的美 国临时专利申请号62/424,883、2017年1月24日提交的美国临时专 利申请号62/450,018和2017年1月24日提交的美国临时专利申请号 62/450,058的优先权，其内容全部以引用的方式整体并入本文中。
发明背景
发明领域
本文公开的发明涉及一种用于将原油转化为石油化学品和燃料 产品的集成方法和系统。
背景技术
低级烯烃(即，乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯)和芳烃(即，苯、甲苯 和二甲苯)是石油化学和化学工业中广泛使用的基础中间体。热裂解 或蒸汽热解是通常在存在蒸汽的情况下并且在不存在氧气的情况下 用于形成这些材料的主要类型的方法。用于蒸汽热解的典型原料可以 包括石油气，诸如乙烷，和馏出物，诸如石脑油、煤油和瓦斯油。这 些原料的可用性通常是有限的并且需要原油精炼厂中的昂贵且能量 密集型的工艺步骤。
乙烯生产的很大一部分依赖于作为原料的石脑油。然而，重石脑 油具有比轻石脑油低的链烷烃含量和比其高的芳烃含量，这使其在不 进行升级的情况下不太适合作为乙烯生产中的原料。重石脑油可以基 于其来源而在总链烷烃和芳烃的量方面变化。链烷烃含量可以在约 27％与约70％之间，萘含量可以在约15％与约60％之间内，且芳烃含 量可以在约10％与约36％之间(基于体积)。
由于依赖炼油厂副产品作为进料，许多化学品生产商受到来自附 近炼油厂的进料的供应和质量的限制。化学品生产商也受到炼油成本 高及其相关燃料市场的限制，这可能会对炼油厂来源的进料的经济价 值产生负面影响。汽车和卡车的较高全球燃料效率标准将降低燃料需 求并使炼油厂利润率变窄，并且可能使燃料和化学品供应和/或市场 的经济性复杂化。
本领域仍然需要用于将原油转化为基础化学中间体如低级烯烃 和芳烃的改善的方法。此外，本领域仍然需要在规模经济的更大杠杆 下提供生产价值更高的化学品的机会的新方法。
发明内容
根据一个或多个实施方案，本发明涉及一种用于由原油进料生产 石油化学品和燃料产品的集成方法。所述集成方法包括初始分离步 骤，以在常压蒸馏区中从原油进料分离至少：包含直馏石脑油和较轻 组分的馏分、一种或多种中间馏出物馏分、馏分和常压渣油馏分。真 空瓦斯油馏分在真空蒸馏区中从所述常压渣油馏分中分离。在馏出物 加氢处理(“DHP”)区，诸如柴油氢化处理器中，处理中间馏出物的至 少一部分以至少生产石脑油馏分和柴油燃料馏分。在流体催化裂解区 中处理真空瓦斯油馏分以至少生产作为石油化学品回收的轻烯烃 FCC馏分、FCC石脑油馏分和循环油馏分。
来自常压蒸馏区的轻组分如LPG以及芳烃提取区提余液在混合 进料蒸汽裂解区中处理。将直馏石脑油的全部或一部分通到催化重整 区以生产富含化学品的重整产物，其作为芳烃提取区的额外进料。来 自混合进料蒸汽裂解区的产物包括包含H2、甲烷、乙烷、乙烯、混 合C3和混合C4的混合产物流；热解汽油流；和热解油流。
从混合产物流C3和混合C4中回收石油化学品乙烯、丙烯和丁 烯。使乙烷和非烯烃C3再循环到混合进料蒸汽裂解区，并使非烯烃 C4再循环到混合进料蒸汽裂解区或单独的处理区以生产额外的石油 化学品。热解汽油在py-gas加氢处理区中处理以生产氢化处理的热解 汽油。将氢化处理的热解汽油导引到芳烃提取区以回收芳烃产物和芳 烃提取区提余液，使芳烃提取区提余液再循环到混合进料蒸汽裂解 区。
以下详细讨论了又其他方面、实施方案以及这些示例性方面和实 施方案的优点。此外，应该理解，上述信息和以下详述都仅是各种方 面和实施方案的说明性实例，并且旨在提供用于理解要求保护权利的 方面和实施方案的性质和特征的概观或框架。包括所附附图以便为各 种方面和实施方案提供说明和进一步的理解，并且并入本说明书中并 构成本说明书的一部分。附图与说明书的剩余部分一起用来解释所描 述且要求保护权利的方面和实施方案的原理和操作。
附图说明
下面并参考附图更详细地描述本发明，其中相同或相似的元件用 相同的标号表示，并且其中：
图1示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的实施方案中蒸汽裂解器复合体上游 的操作；
图2示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器复合体 上游的操作；
图3示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的实施方案中蒸汽裂解器复合体下游 且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图4示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器复合体 下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图5示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器复合体 下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图6示意性地描绘在集成流体催化裂解、蒸汽裂解和复分解的用 于生产石油化学品和燃料产品的方法的实施方案中蒸汽裂解器复合 体下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图7示意性地描绘在集成流体催化裂解、蒸汽裂解和混合丁醇生 产的用于生产石油化学品和燃料产品的方法的实施方案中蒸汽裂解 器复合体下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图8示意性地描绘在集成流体催化裂解、蒸汽裂解、复分解和混 合丁醇生产的用于生产石油化学品和燃料产品的方法的实施方案中 蒸汽裂解器复合体下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图9和图10示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用 于生产石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器 复合体上游的操作；
图11示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器复合体 下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图12和图13示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用 于生产石油化学品和燃料产品的方法的额外实施方案中蒸汽裂解器 复合体上游的操作；
图14、图15和图16示意性地描绘用于生产富含化学品的重整 产物的催化重整区的操作；
图17示意性地描绘另一个实施方案中催化重整区的操作；
图18示意性地描绘单个反应器加氢裂解区；
图19示意性地描绘具有再循环的串流加氢裂解区；
图20示意性地描绘具有再循环的两段加氢裂解区；
图21示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的额外实施方案中蒸汽裂解器复合体 下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图22和图23描绘流体催化裂解操作的类型的一般操作；
图24示意性地描绘在集成流体催化裂解、蒸汽裂解和复分解的 用于生产石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解 器复合体下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；
图25示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用于生产 石油化学品和燃料产品的方法的另外实施方案中蒸汽裂解器复合体 下游且包括蒸汽裂解器复合体的操作；并且
图26和图27示意性地描绘在集成流体催化裂解和蒸汽裂解的用 于生产石油化学品和燃料产品的方法的又另外实施方案中蒸汽裂解 器复合体上游的操作。
具体实施方式
公开能够用多个处理单元以集成方式将原油进料转化为石油化 学品的工艺方案配置。这些设计利用最少的资本支出以为蒸汽裂解器 复合体准备合适的原料。用于将原油转化为包括烯烃和芳烃的石油化 学品以及燃料产品的集成方法包括混合进料蒸汽裂解、流体催化裂解 和石脑油向富含化学品的重整产物的转化。混合进料蒸汽裂解器的进 料包括来自界区内的加氢处理区的轻产物、来自C3和C4烯烃回收 步骤的再循环物流以及来自界区内的热解汽油和FCC石脑油芳烃提 取区的提余液。将来自直馏石脑油流的化学重整产物用作芳烃提取区 和或混合进料蒸汽裂解器的额外进料。
关于特定物流或多个物流的短语“主要部分”意指至少约50重 量％且至多100重量％，或另一指定单位的相同值。
关于特定物流或多个物流的短语“显著部分”意指至少约75重 量％且至多100重量％，或另一指定单位的相同值。
关于特定物流或多个物流的短语“实质部分”意指至少约90重 量％、95重量％、98重量％或99重量％且至多100重量％，或另一指 定单位的相同值。
关于特定物流或多个物流的短语“次要部分”意指约1重量％、2 重量％、4重量％或10重量％，至多约20重量％、30重量％、40重 量％或50重量％，或另一指定单位的相同值。
如本文所用的术语“原油”是指以未精制形式从地质地层中提取 的石油。适合作为本文的方法的源材料的原油包括阿拉伯重油 (Arabian Heavy)、阿拉伯轻油(ArabianLight)、阿拉伯超轻油(Arabian Extra Light)、其他海湾原油(Gulf crude)、布伦特原油(Brent)、北海原 油、北非和西非原油、印度尼西亚、中国原油或其混合物。原油石油 混合物可以是全范围原油或拔顶原油。如本文所用，“原油”还指经历 一些预处理如水-油分离；和/或油-气分离；和/或脱盐；和/或稳定化 的混合物。在某些实施方案中，原油是指具有大于或等于约20°、30°、 32°、34°、36°、38°、40°、42°或44°的API比重(ASTM D287标准) 的任何这种混合物。
如本文所用的首字母缩略词“AXL”是指阿拉伯超轻原油，其特征 在于API比重大于或等于约38°、40°、42°或44°，并且在某些实施 方案中，在约38°-46°、38°-44°、38°-42°、38°-40.5°、39°-46°、39°-44°、 39°-42°或39°-40.5°的范围内。
如本文所用的首字母缩略词“AL”是指阿拉伯轻原油，其特征在 于API比重大于或等于约30°、32°、34°、36°或38°，并且在某些实 施方案中，在约30°-38°、30°-36°、30°-35°、32°-38°、32°-36°、32°-35°、 33°-38°、33°-36°或33°-35°的范围内。
如本文所用的首字母缩略词“LPG”是指术语“液化石油气”的众所 周知的首字母缩略词，并且通常是C3-C4烃的混合物。在某些实施方 案中，这些也称为“轻馏分”。
如本文所用的术语“石脑油”是指沸点在约20-205、20-193、 20-190、20-180、20-170、32-205、32-193、32-190、32-180、32-170、 36-205、36-193、36-190、36-180或36-170℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“轻石脑油”是指沸点在约20-110、20-100、 20-90、20-88、32-110、32-100、32-90、32-88、36-110、36-100、36-90 或36-88℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“重石脑油”是指沸点在约90-205、90-193、 90-190、90-180、90-170、93-205、93-193、93-190、93-180、93-170、 100-205、100-193、100-190、100-180、100-170、110-205、110-193、 110-190、110-180或110-170℃的范围内的烃。
在某些实施方案中，石脑油、轻石脑油和/或重石脑油是指通过 原油蒸馏或如本文所述的中间精炼方法的蒸馏获得的这种石油馏分。
修饰术语“直馏”在本文中使用，具有其众所周知的含义，即描述 直接来源于常压蒸馏单元的馏分，其任选地经受蒸汽汽提而无需其他 精炼处理如加氢处理、流体催化裂解或蒸汽裂解。其实例是“直馏石 脑油”及其首字母缩略词“SRN”，其相应地指上面定义的“石脑油”，其 直接来源于常压蒸馏单元，任选地经受蒸汽汽提，这是众所周知的。
如本文所用的术语“煤油”是指沸点在约170-280、170-270、 170-260、180-280、180-270、180-260、190-280、190-270、190-260、 193-280、193-270或193-260℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“轻煤油”是指沸点在约170-250、170-235、 170-230、170-225、180-250、180-235、180-230、180-225、190-250、 190-235、190-230或190-225℃的范围内的烃
如本文所用的术语“重煤油”是指沸点在约225-280、225-270、 225-260、230-280、230-270、230-260、235-280、235-270、235-260 或250-280℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“常压瓦斯油”及其首字母缩略词“AGO”是指 沸点在约250-370、250-360、250-340、250-320、260-370、260-360、 260-340、260-320、270-370、270-360、270-340或270-320℃的范围 内的烃。
如本文在某些实施方案中使用的术语“常压重瓦斯油”及其首字 母缩略词“H-AGO”是指AGO沸程内的烃的最重馏分，所述AGO沸 程包括3-30℃的上限范围(例如，对于具有约250-360℃的范围的 AGO，H-AGO的范围包括约330-357℃的初沸点和约360℃的终沸点)。
如本文在某些实施方案中结合H-AGO使用的术语“中常压瓦斯 油”及其首字母缩略词“M-AGO”是指除去H-AGO后的剩余AGO，即 排除约3-30℃上限范围的AGO沸程中的烃(例如，对于具有约 250-360℃范围的AGO，M-AGO的范围包括约250℃的初沸点和约 330-357℃的终沸点)。
在某些实施方案中，术语“柴油”结合来自常压蒸馏单元的直馏馏 分使用。在使用该术语的实施方案中，柴油馏分是指中等AGO范围 的烃，并且在某些实施方案中，还与重煤油范围的烃组合。
如本文所用的术语“常压渣油”及其首字母缩略词“AR”是指具有 对应于AGO范围的烃的终点的初沸点且具有基于原油进料的特征的 终点的底部烃。
如本文所用的术语“真空瓦斯油”及其首字母缩略词“VGO”是指 沸点在约370-550、370-540、370-530、370-510、400-550、400-540、 400-530、400-510、420-550、420-540、420-530或420-510℃的范围 内的烃。
如本文所用的术语“轻真空瓦斯油”及其首字母缩略词“LVGO”是 指沸点在约370-425、370-415、370-405、370-395、380-425、390-425 或400-425℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“重真空瓦斯油”及其首字母缩略词“HVGO”是 指沸点在约425-550、425-540、425-530、425-510、450-550、450-540、 450-530或450-510℃的范围内的烃。
如本文所用的术语“真空渣油”及其首字母缩略词“VR”是指具有 对应于VGO范围的烃的终点的初沸点且具有基于原油进料的特征的 终点的底部烃。
术语“燃料”是指用作能量载体的原油衍生的产品。通常由炼油厂 生产的燃料包括但不限于汽油、喷气燃料、柴油燃料、燃料油和石油 焦炭。与作为明确定义的化合物的集合的石油化学品不同，燃料通常 是不同烃化合物的复杂混合物。
术语“煤油燃料”或“煤油燃料产品”是指用作能量载体的燃料产 品，诸如喷气燃料或其他煤油范围燃料产品(以及用于生产这种喷气 燃料或其他煤油范围燃料产品的前体)。煤油燃料包括但不限于满足 Jet A或Jet A-1喷气燃料规格的煤油燃料产品。
术语“柴油燃料”和“柴油燃料产品”是指用作适合压燃式发动机 的能量载体的燃料产品(以及用于生产这种燃料产品的前体)。柴油燃 料包括但不限于符合Euro V柴油标准的超低硫柴油。
术语“芳族烃”或“芳烃”在本领域中是众所周知的。因此，术语“芳 族烃”涉及稳定性(由于离域)显著大于假设的局域结构(例如，克库勒 结构)的环状共轭烃。用于确定给定烃的芳香性的最常用方法是观察 在其1H NMR光谱中的横向性，例如存在苯环质子的在7.2ppm至 7.3ppm范围内的化学位移。
术语“环烷烃(naphthenic hydrocarbon)”或“环烷”或“环烷烃 (cycloalkane)”在本文中使用，其具有确立的含义，且因此涉及在其分 子的化学结构中具有一个或多个碳原子环的烷烃类型。
术语“野生石脑油”在本文中用于指来源于加氢处理单元如馏出 物加氢处理单元、柴油加氢处理单元和/或瓦斯油加氢处理单元的石 脑油产物。
术语“未转化的油”及其首字母缩略词“UCO”在本文中使用，其具 有其已知含义，并且是指具有低氮、硫和镍含量且包括具有对应于 AGO范围的烃的终点的初沸点的烃的来自加氢裂解器的高级链烷烃 馏分，在某些实施方案中，所述初沸点在约340℃至370℃的范围内， 例如为约340℃、360℃或370℃，并且终点在约510℃至560℃的范 围内，例如为约540℃、550℃或560℃。UCO在业内也被包括“蜡油” 的其他同义词所知。
如本文所用的术语“重整产物”或“化学重整产物”是指烃的混合 物，其富含芳烃，并且是化学品和/或汽油生产中的中间产物，并且 包括沸点在约30℃至200℃、40℃至200℃、30℃至185℃、40℃至 185℃、30℃至170℃或40℃至170℃的范围内的烃。
术语“C#烃”或“C#”在本文中使用，其具有其众所周知的含义， 也就是说，其中“#”是整数值，并且意指具有该碳原子值的烃。术语 “C#+烃”或“C#+”是指具有该值或更多个碳原子的烃。术语“C#-烃” 或“C#-”是指具有该值或更少个碳原子的烃。类似地，还列出了范围， 例如，C1-C3意指包含C1、C2和C3的混合物。
术语“石油化学品”或“石油化学产品”是指衍生自不作为燃料使 用的原油的化学产品。石油化学产品包括烯烃和芳烃，其用作生产化 学品和聚合物的基本原料。典型的烯烃石油化学产品包括但不限于乙 烯、丙烯、丁二烯、1-丁烯、异丁烯、异戊二烯、环戊二烯和苯乙烯。 典型的芳族石油化学产品包括但不限于苯、甲苯、二甲苯和乙苯。
术语“烯烃”在本文中使用，其具有其众所周知的含义，即含有至 少一个碳-碳双键的不饱和烃。以复数形式，术语“烯烃”意指包含两 种或更多种含有至少一个碳-碳双键的不饱和烃的混合物。在某些实 施方案中，术语“烯烃”涉及包含乙烯、丙烯、丁二烯、1-丁烯、异丁 烯、异戊二烯和环戊二烯中的两种或更多种的混合物。
如本文所用的术语“BTX”是指苯、甲苯和二甲苯的众所周知的首 字母缩略词。
术语“补给氢气”在本文中结合加氢处理区使用以指所述区的氢 气需求超过来自常规集成的分离容器的再循环；在某些实施方案中， 如本文所用，在任何给定的加氢处理区或区内的反应器中的补给氢气 的全部或一部分是来源于集成方法和系统中的一个或多个蒸汽裂解 区和一个或多个重整区的气体。
如本文所用的术语“原油转化为化学品”是指原油转化为石油化 学品，所述石油化学品包括但不限于低级烯烃，诸如乙烯、丙烯、丁 烯(包括异丁烯)、丁二烯、MTBE、丁醇、苯、乙苯、甲苯、二甲苯 以及前述的衍生物。
如本文所用的术语“原油到化学品的转化率”是指脱盐前流入的 原油与石油化学品的质量比。
术语“粗C4”是指来自蒸汽裂解区的混合C4流出物。
术语“C4提余液1”或“C4 Raff-1”是指离开丁二烯提取单元的混 合C4流，即除丁二烯外的来自粗C4的混合C4。
术语“C4提余液2”或“C4 Raff-2”是指离开MTBE单元的混合C4 流，即除丁二烯和异丁烯外的来自粗C4的混合C4。
术语“C4提余液3”或“C4 Raff-3”是指离开C4蒸馏单元的混合C4 流，即除丁二烯、异丁烯和1-丁烷外的来自粗C4的混合C4。
术语“热解汽油”及其缩写形式“py-gas”在本文中使用，其具有其 众所周知的含义，即C5至C9范围内的热裂解产物，例如具有约 204.4℃(400℉)，在某些实施方案中高达约148.9℃(300℉)的终沸点。
术语“热解油”及其缩写形式“py-oil”在本文中使用，其具有其众所 周知的含义，即来源于蒸汽裂解的重油馏分C10+。
如本文在某些实施方案中使用的术语“轻热解油”及其首字母缩 略词“LPO”是指具有约440℃、450℃、460℃或470℃的终沸点的热 解油。
如本文在某些实施方案中使用的术语“重热解油”及其首字母缩 略词“HPO”是指具有约440℃、450℃、460℃或470℃的初沸点的热 解油。
如本文所用的术语“轻循环油”及其首字母缩略词“LCO”是指由 流体催化裂解单元生产的轻循环油。该物流的蒸馏馏分例如在约 220℃至330℃的范围内。根据柴油规格，LCO有时用在柴油调和物 中，或者其可以用作燃料油箱的分馏塔以降低粘度和硫含量。
如本文所用的术语“重循环油”及其首字母缩略词“HCO”是指由 流体催化裂解单元生产的重循环油。该物流的蒸馏馏分例如在约 330℃至510℃的范围内。HCO有时用于该工艺内的油冲洗系统中。 另外，HCO用于部分蒸发脱丁烷塔塔底物，然后作为循环回流液再循环回到流体催化裂解单元中的主分馏器。
术语“循环油”在本文中用于指LCO和HCO的混合物。
通常，用于由原油进料生产石油化学品和燃料产品的集成方法包 括在常压蒸馏区中自原油进料分离至少：包含直馏石脑油的第一常压 蒸馏区馏分；包含中间馏出物的至少一部分的第二常压蒸馏区馏分； 和包含常压渣油的第三常压蒸馏区馏分的初始分离步骤。在真空蒸馏 区中包含真空瓦斯油的第一真空蒸馏区馏分与第三常压蒸馏区馏分 分离。在馏出物加氢处理(“DHP”)区，诸如柴油氢化处理器中，处理 第二常压蒸馏区馏分的至少一部分以至少生产第一DHP馏分和第二 DHP馏分，其中第一DHP馏分包含石脑油并且第二DHP馏分用于 柴油燃料生产。第一真空蒸馏区馏分在流体催化裂解区中处理以至少 生产对应于轻烯烃的第一流体催化裂解馏分，其中的一部分作为石油 化学品回收；对应于流体催化裂解石脑油的第二流体催化裂解馏分； 和对应于循环油的第三流体催化裂解馏分。
来自常压蒸馏区的轻组分如LPG以及芳烃提取区提余液在混合 进料蒸汽裂解区中处理。将直馏石脑油的全部或一部分通到催化重整 区以生产富含化学品的重整产物作为芳烃提取区的额外进料。来自混 合进料蒸汽裂解区的产物包括含有H2、甲烷、乙烷、乙烯、混合C3 和混合C4、热解汽油流和热解油流的混合产物流。
从混合产物流中回收氢气、燃料气体和石油化学品乙烯、丙烯和 丁烯。回收乙烷和非烯烃C3和C4，使乙烷和非烯烃C3再循环到蒸 汽裂解复合体中，且使非烯烃C4再循环到蒸汽裂解复合体中或将其 通到单独的处理区以生产额外的石油化学品如丙烯和/或混合丁醇液 体。在py-gas加氢处理区中处理热解汽油以生产氢化处理的热解汽 油，将其导引到芳烃提取复合体以回收芳族石油化学品和提余液，所 述提余液包括再循环至蒸汽裂解复合体的热解汽油提余液。在某些实 施方案中，还将流体催化裂解石脑油加氢处理并通到芳烃提取复合体 中以产生额外芳族石油化学品和额外提余液，将所述提余液导引到蒸 汽裂解复合体。
图1、图2和图3示意性地描绘用于将原油转化为石油化学品和 燃料产品的方法和系统的实施方案，包括混合进料蒸汽裂解区、化学 重整区和高级烯烃流体催化裂解(HOFCC)区700。通常，图1和图2显示混合进料蒸汽裂解区(MFSC)230上游的操作，而图3显示原油转 化区下游且包括混合进料蒸汽裂解区230的操作。集成的方法和系统 包括真空瓦斯油加氢处理区，其可以作为如图1所示的真空瓦斯油加 氢裂解器320或如图2所示的真空瓦斯油氢化处理器300操作。
参考图1和图2，原油进料102，在某些实施方案中AXL或AL， 在原油复合体100中分离成馏分，原油复合体100通常包括常压蒸馏 区(CDU)110、饱和气体设备150和真空蒸馏区160。原油进料102， 在某些实施方案中已除去LPG和轻石脑油，在常压蒸馏区110中分 离成馏分。如图1所示，将轻产物，例如具有少于6个碳的轻烃，通 到混合进料蒸汽裂解区230。特别地讲，包括乙烷、丙烷和丁烷的 C2-C4烃152经由饱和气体设备150自来自常压蒸馏区110的轻馏分 和LPG 112中分离。任选地，将其他轻产物导引到饱和气体设备150， 其以虚线显示为物流156，诸如来自集成系统内的炼油厂单元的轻气 体，并且在某些实施方案中，来自界区外的轻气体。来自流体催化裂 解单元的废气在通过不饱和气体设备之后可以与来自饱和气体设备 150的废气结合，以便燃料气体的共同处理。
将分离的C2-C4烃152导引到混合进料蒸汽裂解区230。将来自 饱和气体设备150的废气154和来自混合进料蒸汽裂解区230的废气 208除去并如通常已知来回收，例如贡献给燃料气体(“FG”)系统。
将来自常压蒸馏区110的直馏石脑油136通到催化重整区400以 生产富含化学品的重整产物426。在某些实施方案中，将直馏石脑油 136的全部、实质部分或显著部分导引到催化重整区400。可以将剩 余的石脑油(如果有的话)导引到混合进料蒸汽裂解区230(如虚线所示) 和/或添加到汽油池中。另外，在某些实施方案中，直馏石脑油流136 含有来自如本文所述的其他来源的石脑油，且有时称为野生石脑油， 例如，来自集成馏出物、瓦斯油和/或渣油加氢处理单元中的一个或 多个的石脑油范围的烃。
此外，在某些实施方案中，使用任选的转向器(显示为阀和以虚 线指示的物流)绕过催化重整区400并将直馏石脑油(全范围、轻石脑 油或重石脑油)的全部或一部分直接导引到混合进料蒸汽裂解区230。 以这种方式，生产商可以改变进料的量以定制所需的输出。因此，可 以将直馏石脑油的全部或一部分导引到催化重整区400，且将剩余部 分(如果有的话)引导到混合进料蒸汽裂解区230。例如，可以基于对 烯烃石油化学品的需求、对芳族石油化学品的需求、对汽油的需求和 /或根据设计容量操作单元的最小范围来确定所述量。
中间馏出物用于生产柴油和/或煤油，以及混合进料蒸汽裂解区 230的额外进料。在图1和图2所示的实施方案中，处理至少三种不 同的中间馏出物馏分用于生产燃料产品和石油化学品(通过蒸汽裂解 器)。在使用图1和图2中所示的布置的一个实例中，第一常压蒸馏 区中间馏出物馏分116，在某些实施方案中称为煤油馏分，含有轻煤 油范围的烃，第二常压蒸馏区中间馏出物馏分122，在某些实施方案 中称为柴油馏分，含有重煤油范围的烃和中等AGO范围的烃，并且 第三常压蒸馏区中间馏出物馏分126，在某些实施方案中称为常压瓦 斯油馏分，含有重AGO范围的烃。在使用图1和图2中所示的布置 的另一实例中，第一中间馏出物馏分116含有煤油范围的烃，第二中 间馏出物馏分122含有中等AGO范围的烃，并且第三中间馏出物馏 分126含有重AGO范围的烃。在使用图1和图2中所示的布置的另一实例中，第一中间馏出物馏分116含有轻煤油范围的烃和一部分重 煤油范围的烃，第二中间馏出物馏分122含有一部分重煤油范围的烃 和一部分中等AGO范围的烃，并且第三中间馏出物馏分126含有一 部分中等AGO范围的烃和重AGO范围的烃。
例如，第一中间馏出物馏分116可以在煤油脱硫过程170中处理 以生产煤油燃料产品172，例如符合Jet A或Jet A-1规格的喷气燃料， 以及任选的其他燃料产品(未示出)。在本文的某些实施方案中，第一 中间馏出物馏分116的全部或一部分不用于燃料生产，而是用作馏出 物加氢处理的进料，以生产混合进料蒸汽裂解区230的额外进料。
第二中间馏出物馏分122在馏出物加氢处理区如柴油氢化处理 区180中处理，以生产野生石脑油184和例如符合Euro V柴油标准 的柴油燃料馏分182。在额外的实施方案中，第一中间馏出物馏分116 的全部或一部分可以与第二中间馏出物馏分122一起处理，如虚线所 指示。
在某些实施方案中，将野生石脑油184的全部、实质部分、显著 部分或主要部分单独或与来自集成方法内的其他野生石脑油馏分组 合地导引到混合进料蒸汽裂解区230；可以将未通到混合进料蒸汽裂 解区230的任何部分导引到原油复合体100和/或直接导引到催化重 整区400和/或汽油池。在另外的实施方案中，将野生石脑油184的 全部、实质部分、显著部分或主要部分单独或与来自集成方法内的其 他野生石脑油馏分组合地通到原油复合体100；可以将未通到原油复 合体100的任何部分导引到混合进料蒸汽裂解区230和/或直接导引 到催化重整区400和/或汽油池。在额外的实施方案中，将野生石脑 油184的全部、实质部分、显著部分或主要部分单独或与来自集成方 法内的其他野生石脑油馏分组合地通到催化重整区400；可以将未通 到催化重整区400的任何部分导引到混合进料蒸汽裂解区230和/或 原油复合体100和/或汽油池。在导引野生石脑油184通过原油复合 体100的实施方案中，在真空瓦斯油加氢处理区中生产的液化石油气 的全部或一部分可以与野生石脑油一起传送。
在某些实施方案(如虚线所指示)中，第三中间馏出物馏分126的 全部、实质部分、显著部分或主要部分与真空瓦斯油流162组合导引 到真空瓦斯油加氢处理区；可以将未通到真空瓦斯油加氢处理区的任 何部分导引到高级烯烃流体催化裂解区700，绕过真空瓦斯油加氢处 理区。在另外的实施方案(如虚线所指示)中，将第三中间馏出物馏分 126的全部、实质部分、显著部分或主要部分导引到高级烯烃流体催 化裂解区700，绕过真空瓦斯油加氢处理区；可以将未通到高级烯烃 流体催化裂解区700的任何部分导引到真空瓦斯油加氢处理区。
来自常压蒸馏区110的常压渣油馏分114在真空蒸馏区160中进 一步分离。将来自真空蒸馏区160的真空瓦斯油162导引到真空瓦斯 油加氢处理区。可以将来自真空蒸馏区160的最重馏分168，真空渣 油，送到燃料油(“FO”)池中或任选地在如虚线所示的渣油处理区800 中处理。在某些实施方案中，常压渣油馏分114的次要部分可以绕过 真空蒸馏区160(未示出)并且将其导引到任选的渣油处理区800。
在某些实施方案中，将真空瓦斯油162的全部、实质部分、显著 部分或主要部分导引到真空瓦斯油加氢处理区。可以将未经加氢处理 的任何部分导引到高级烯烃流体催化裂解区700。如图1所示，真空 瓦斯油加氢处理在真空瓦斯油加氢裂解区320中进行，真空瓦斯油加 氢裂解区320可以在温和、中等或苛刻的加氢裂解条件下操作，并且 通常生产加氢裂解的石脑油馏分326、柴油燃料馏分322和未转化的 油馏分324。柴油燃料馏分322作为例如符合Euro V柴油标准的燃料 回收，并且可以与来自柴油氢化处理区180的柴油燃料馏分182组合。 如图2所示，真空瓦斯油加氢处理在真空瓦斯油氢化处理区300中进 行，真空瓦斯油加氢处理区300可以在温和、中等或苛刻的氢化处理 条件下操作，并且通常生产氢化处理的瓦斯油馏分304、石脑油和一 些中间馏出物。石脑油范围的产物可以从真空瓦斯油氢化处理区300 内的产物作为氢化处理的石脑油流306分离。可选地，或与氢化处理 的石脑油流306结合，将含有氢化处理的馏出物(并且在某些实施方 案中，石脑油范围的产物)的裂解的馏出物流308导引到柴油氢化处 理区180，以进一步加氢处理和/或分离成柴油氢化处理区180产物。
在某些实施方案中，将来自真空瓦斯油加氢处理区的野生石脑油 馏分流326或306的全部、实质部分、显著部分或主要部分单独或与 来自集成方法内的其他野生石脑油馏分组合地导引到混合进料蒸汽 裂解区230中；可以将未通到混合进料蒸汽裂解区230的任何部分导 引到原油复合体100和/或直接导引到催化重整区400和/或汽油池。 在另外的实施方案中，将来自真空瓦斯油加氢处理区的野生石脑油馏 分的全部、实质部分、显著部分或主要部分单独或与来自集成方法内 的其他野生石脑油馏分组合地通到原油复合体100中；可以将未通到 原油复合体100的任何部分导引到混合进料蒸汽裂解区230和/或直接导引到催化重整区400和/或汽油池。在额外的实施方案中，将来 自真空瓦斯油加氢处理区的野生石脑油馏分的全部、实质部分、显著 部分或主要部分单独或与来自集成方法内的其他野生石脑油馏分组 合地通到催化重整区400中；可以将未通到催化重整区400的任何部 分导引到混合进料蒸汽裂解区230和/或原油复合体100和/或汽油池。 在将来自真空瓦斯油加氢处理区的野生石脑油导引通过原油复合体 100的实施方案中，可以将真空瓦斯油加氢处理区中生产的液化石油 气的全部或一部分与野生石脑油一起传送。
将来自真空瓦斯油加氢处理区的重产物导引到高级烯烃流体催 化裂解区700。在具有真空瓦斯油氢化处理区300的实施方案中，重 产物是氢化处理的瓦斯油馏分304，其含有处于或高于AGO、H-AGO 或VGO沸程的真空瓦斯油氢化处理器300流出物的一部分。在具有真空瓦斯油加氢裂解区320的实施方案中，重产物是未转化的油馏分 324。将来自真空瓦斯油加氢处理区的重产物的全部、实质部分、显 著部分或主要部分导引到高级烯烃流体催化裂解区700。可以将剩余 部分(如果有的话)通到任选的真空渣油处理区800和/或通到混合进 料蒸汽裂解区230。可选地，可以将任何剩余部分再循环并进一步处 理(在VGO加氢裂解中裂解至消失)和/或从系统中排出和/或通到任选 的渣油处理区800。
高级烯烃流体催化裂解区700配置成生产轻烯烃产物704和高级 烯烃流体催化裂解石脑油706。应当理解，轻烯烃产物704可以如已 知的那样从高级烯烃流体催化裂解区700中回收，或者与如本文所述 的烯烃回收区270和/或混合进料蒸汽裂解区230组合回收。来自高 级烯烃流体催化裂解区700的废气可以与燃料气体系统集成。在某些 实施方案(图1中未示出)中，在不饱和气体设备中处理之后，可以将 某些气体导引到与混合进料蒸汽裂解区230相关的分离单元，和/或 可以将LPG导引到混合进料蒸汽裂解区230。将含有轻烯烃(C2-流和 C3+流)的气体的全部、实质部分、显著部分或主要部分体导引通过不 饱和气体设备。可以将剩余部分(如果有的话)导引到混合进料蒸汽裂 解区230和/或烯烃回收系列270。
在某些实施方案中，高级烯烃流体催化裂解石脑油706的全部或 部分可以如下(且结合图3)所述在石脑油氢化处理和回收中心 610/620中处理，以增加作为混合进料蒸汽裂解区230的额外进料的 提余液的量。将未导引到石脑油氢化处理和回收中心610/620的高级 烯烃流体催化裂解石脑油706的任何部分(以虚线示出)进行氢化处理 并回收用于燃料生产(未示出)。例如，在目标是石油化学产量最大化 的方式中，将流体催化裂解石脑油706的全部、实质部分、显著部分 或主要部分导引到石脑油氢化处理和回收中心610/620；将剩余部分 (如果有的话)回收用于燃料生产且并入汽油池。
在额外的实施方案中，如图4所示，将高级烯烃流体催化裂解石 脑油706的全部或一部分进行氢化处理和回收以用于燃料生产且并 入汽油池(未示出)中。任选地，可以将未回收用于燃料生产的高级烯 烃流体催化裂解石脑油706的一部分在石脑油氢化处理和回收中心 610/620中处理，如虚线所示，以增加作为混合进料蒸汽裂解区230 的额外进料的提余液的量。
在额外的实施方案中，如图5所示，将高级烯烃流体催化裂解石 脑油706的全部或部分在流体催化裂解石脑油氢化处理区670中氢化 处理，并且将氢化处理的流体催化裂解石脑油流672直接导引到混合 进料蒸汽裂解区230。将未导引到混合进料蒸汽裂解区230的高级烯 烃流体催化裂解石脑油706的任何部分(以虚线示出)回收用于燃料生 产(未示出)。以这种方式，未在混合进料蒸汽裂解区230中裂解的包 括芳烃的氢化处理的流体催化裂解石脑油流672的组分增加来自混 合进料蒸汽裂解区230的热解汽油212，将其导引到py-gas氢化处理 和回收中心600/620。在使用流体催化裂解石脑油氢化处理区670的 某些实施方案中，将氢化处理的流体催化裂解石脑油流672的全部、 实质部分、显著部分或主要部分导引到混合进料蒸汽裂解区230；可 以将剩余部分(如果有的话)导引到芳烃提取620和/或回收用于燃料 生产且并入汽油池和/或通到化学重整区400。在使用流体催化裂解石脑油氢化处理区670的额外实施方案中，将氢化处理的流体催化裂解 石脑油流672的全部、实质部分、显著部分或主要部分导引到化学重 整区400，可以将剩余部分(如果有的话)导引到芳烃提取620和/或回 收用于燃料生产且并入汽油池中和/或通到混合进料蒸汽裂解区230。
来自高级烯烃流体催化裂解区700的其他产物包括循环油，诸如 轻循环油708和重循环油710。在某些任选的实施方案中，将轻循环 油708的全部或一部分导引到馏出物加氢处理180，从而增加柴油燃 料馏分182和通到混合进料蒸汽裂解区230的野生石脑油184的产 量。在某些实施方案中，将轻循环油708的全部、实质部分、显著部 分或主要部分通到馏出物加氢处理区180，并且可以将任何剩余部分 导引到真空瓦斯油处理区。可以将重循环油流710导引到燃料油池或 用作炭黑生产的原料。
参考图3，作为高苛刻度或低苛刻度的热裂解工艺操作的混合进 料蒸汽裂解区230将其进料主要转化为乙烯202、丙烯204、混合C4 206、热解汽油212、热解油218以及可以通到集成燃料气体系统的 废气208。此外，氢气210从裂解产物中回收，并且可以使其再循环 到界区内的氢用户处。未示出乙烷和丙烷再循环，其在蒸汽裂解操作 中是典型的，但是应当理解，在某些实施方案中，可以将乙烷和丙烷 的全部或一部分转向。在某些实施方案中，使乙烷的全部、实质部分、 显著部分或主要部分再循环到混合进料蒸汽裂解区230，并且使丙烷 的全部、实质部分、显著部分或主要部分再循环到混合进料蒸汽裂解 区230。在某些实施方案中，供给集成方法和系统中的所有氢用户的 氢气来源于从裂解产物中回收的氢气210，并且一旦该方法已经完成 启动并达到平衡，则不需要外部氢气。在另外的实施方案中，可以回 收过量的氢气。
为简单起见，未示出烯烃回收系列中的操作，但是它们是众所周 知的并且被认为是如本文关于图3、图4、图5、图6、图7、图8和 图11所述的混合进料蒸汽裂解区230的一部分。
将称为粗C4的来自混合进料蒸汽裂解区230的含有C4混合物 的混合C4流206导引到丁二烯提取单元500，以回收高纯度的1,3- 丁二烯产物502。将含有丁烷和丁烯的第一提余液504(“C4-Raff-1”) 通到选择性氢化单元(SHU)和甲基叔丁基醚(“MTBE”)单元，SHU和MTBE区510，其中其与来自外部界区的高纯度新鲜甲醇512混合以 生产MTBE 514。
将来自SHU和MTBE区510的第二提余液516(“C4 Raff-2”)导引 到C4蒸馏单元520，以分离成1-丁烯产物流522和含有残余C4的烷 烃流524(第三提余液“C4-Raff-3”)，使烷烃流524的全部、实质部分、 显著部分或主要部分再循环到混合进料蒸汽裂解区230，尽管可以理 解，在某些实施方案中，可以将残余C4的全部或一部分转向。乙烯 202、丙烯204和混合C4流206的分离在用于分离蒸汽裂解区流出物 的已知分离步骤的合适布置中进行，所述布置包括一个或多个压缩工 段、脱丙烷塔、脱丁烷塔、脱甲烷塔和脱乙烷塔。
将来自蒸汽裂解区230的热解汽油212进料到石脑油氢化处理和 回收中心610/620。在某些实施方案中，从未处理的热解汽油和高级 烯烃流体催化裂解石脑油(“FCCN”)706中回收选择的具有5至12个 碳的烃，然后将剩余部分氢化处理以用于芳烃回收。在石脑油氢化处 理单元610中，使热解汽油中的二烯烃和烯烃饱和。将来自蒸汽裂解 区230的热解汽油212的全部、实质部分或显著部分通到石脑油氢化 处理和回收中心610/620。
如上所述，在某些实施方案中，将流体催化裂解石脑油706的全 部或一部分用作混合进料蒸汽裂解区230的额外进料而没有氢化处 理和芳烃分离步骤，没有芳烃分离步骤，或者没有氢化处理步骤。在 另外的实施方案中，将流体催化裂解石脑油706的全部或一部分回收 并用于燃料生产。
将氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油(在某些实施方案 中，其中C5被除去并代替来自芳烃提取区620的C5或与其结合再 循环到混合进料蒸汽裂解区230)导引到芳烃提取区620。为简单起见， 在图3、图4、图5、图6、图7、图8和图11中以单个示意性方框610/620示出石脑油氢化处理区610和芳烃提取区620高级烯烃流体 催化。石脑油氢化处理区610操作用以在芳烃回收之前氢化处理热解 汽油212。在某些任选的实施方案中，流体催化裂解石脑油706也可 以在单独的氢化处理区(例如，如图5、图21和图24所示)中氢化处理，并将其与氢化处理的热解汽油一起导引到芳烃提取区620。
在本文的一个实施方案中，富含化学品的重整产物426将作为额 外进料导引到芳烃提取区620。富含化学品的重整产物426可以绕过 石脑油氢化处理，因为它已经在催化重整区400中进行处理，尽管在 某些实施方案中，富含化学品的重整产物426可以与热解汽油和/或 FCC石脑油一起传送。在另外的实施方案中，提供富含化学品的重整 产物426可以充当芳烃提取区620的进料和/或充当汽油调和组分的 操作模式。以这种方式，生产商可以改变进料的量以定制所需的输出。 因此，可以将0-100％的富含化学品的重整产物426导引到芳烃提取 区620，且将剩余部分(如果有的话)引导到汽油调和池(未示出)。例如， 可以基于对芳族石油化学品的需求、对汽油的需求和/或根据设计容 量操作单元的最小范围来确定所述量。
芳烃提取区620例如包括一个或多个提取蒸馏单元，并操作用以 将氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油分离成含有高纯度苯、 甲苯、二甲苯和C9芳烃的芳烃流622，将其回收用于化学品市场。 使C5提余液644和非芳烃646(例如，C6-C9)再循环到混合进料蒸汽 裂解区230。在某些实施方案中，将C5提余液644和非芳烃646的 全部、实质部分或显著部分通到混合进料蒸汽裂解区230。重芳烃流 642(例如，C10-C12)可以用作芳族溶剂、辛烷值增强添加剂或作为燃 料油池中的分馏器原料。在某些实施方案中，可以回收乙苯628。
在某些实施方案中，可以将热解油218调和到燃料油池中。在额 外的实施方案中，可以将热解油218分馏(未示出)成轻热解油和重热 解油。例如，轻热解油可以与第一中间馏出物流116和/或第二中间 馏出物流122调和，以便处理以生产柴油燃料产物和/或混合进料蒸 汽裂解区230的额外进料。在另外的实施方案中，衍生自热解油218 的轻热解油可以在真空瓦斯油加氢处理区中处理。在额外的实施方案 中，衍生自热解油218的轻热解油可以调和到燃料油池中。在另外的 实施方案中，衍生自热解油218的轻热解可以在渣油处理区800中处 理。在某些实施方案中，可以将轻热解油的全部、实质部分、显著部 分或主要部分通到柴油氢化处理区180和/或真空瓦斯油加氢处理区； 可以将任何剩余部分调和到燃料油池中。可以将重热解油调和到燃料 油池中，用作炭黑原料和/或在任选的渣油处理区800中处理。在某 些实施方案中，可以将热解油218(轻和重)的全部、实质部分、显著 部分或主要部分在任选的渣油处理区800中处理。
图6示意性地描绘用于将原油转化为石油化学品和燃料产品的 方法和系统的另外实施方案，其中C4和C5烯烃复分解转化以生产 额外的丙烯。所述方法如关于图1、图2、图4或图5中的任一图在 蒸汽裂解操作的上游且关于流体催化裂解操作所述进行操作。
在蒸汽裂解操作的下游，丁二烯提取系列可以任选地以类似于图 3中所示物流524自C4蒸馏单元520自转向器(虚线)直接通到混合进 料蒸汽裂解区230的方式操作。
在复分解操作模式中，将来自C4蒸馏单元520的混合C4提余 液流532(“C4 Raff3”)和来自石脑油氢化处理和回收中心610/620的 C5提余液540导引到复分解单元530，以复分解转化为额外的丙烯 534。在某些实施方案中，可以将来自py-gas氢化处理器的裂解的C5 的全部、实质部分、显著部分或主要部分在芳烃提取之前导引到复分 解单元530。如所指出，可以将乙烯混合进料蒸汽裂解产物202的一 部分536导引到复分解单元530。在额外的实施方案中，代替乙烯混 合进料蒸汽裂解产物的部分536或除乙烯混合进料蒸汽裂解产物的 部分536之外，用于复分解单元530的乙烯从复合体界区外部供应。
使用复分解单元530实现具有四个碳的各种烯烃和二烯热解化 学品的选择性回收以及复分解转化以生产额外的丙烯。使来自复分解 单元530的含有主要为饱和的C4/C5的混合物的物流538再循环到混 合进料蒸汽裂解区230。
如图3中，在图6的配置中，将来自蒸汽裂解区230的热解汽油 212导引到石脑油氢化处理和回收中心610/620，其中可以从未处理 的热解汽油和流体催化裂解石脑油中回收选择的具有5至12个碳的 烃，然后将剩余部分氢化处理以用于芳烃回收。在py-gas氢化处理单 元(“HTU”)中，使热解汽油中的二烯烃和烯烃饱和。在芳烃提取步骤 中，将芳烃从氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油中分离。例 如，芳烃提取可以将氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油分离 成高纯度的苯、甲苯、二甲苯和C9芳烃。回收C6-C9芳烃流622BTX 用于化学品市场，使C6-C9非芳烃流646再循环到混合进料蒸汽裂解 区230，并且可以将C10-C12产物流642用作芳族溶剂或辛烷值增强 添加剂。在某些实施方案中，可以回收乙苯628。将C5提余液如物 流540所示导引到复分解单元530，和/或使其经由如图6中的虚线所 示的物流644再循环到混合进料蒸汽裂解区230(如图3的实施方案 中)。
在图6中描绘的配置中，示出任选的转向器，其以虚线指示为转 向器和物流，以绕过复分解转化过程，因此将C4 Raff-3 524的全部、 实质部分、显著部分或主要部分转向到混合进料蒸汽裂解区230。在 复分解模式中，可以将流引导到复分解转化单元530。在另外的可选 模式中，可以将C4 Raff-3流524引导到混合进料蒸汽裂解区230和 复分解转化单元530。以这种方式，生产商可以改变进料的量以定制 所需的输出。因此，可以将0-100％的第三C4提余液流524导引到复 分解转化单元530，且将剩余部分(如果有的话)引导到混合进料蒸汽 裂解区230。例如，可以基于对乙烯的需求、对丙烯的需求和/或根据 设计容量操作单元的最小范围来确定所述量。
图7示意性地描绘用于将原油转化为石油化学品和燃料产品的 方法和系统的另外的实施方案。所述方法如关于图1、图2、图4或 图5在蒸汽裂解操作的上游且关于流体催化裂解操作所述进行操作。 在该实施方案中，提供额外的步骤以将丁烯混合物转化成适合作为汽 油调和含氧化合物和用于辛烷值增强的混合丁醇。将丁烯混合物转化 为混合丁醇的合适方法描述在共同拥有的专利公开 US20160115107A1、US20150225320A1、US20150148572A1、 US20130104449A1、US20120245397A1和共同拥有的专利 US9447346B2、US9393540B2、US9187388B2、US8558036B2中的一 个或多个中，其全部通过引用的方式整体并入本文。在某些实施方案 中，集成了称为“SuperButolTM”技术的特别有效的转化方法，其是将 丁烯混合物转化为混合丁醇液的一步法。
在蒸汽裂解操作的下游，丁二烯提取系列可以任选地以类似于图 3中所示物流524自C4蒸馏单元520自转向器(虚线)直接通到混合进 料蒸汽裂解区230的方式操作。集成粗C4处理中心550以选择性回 收具有四个碳的各种烯烃和二烯热解化学品，并且在某些处理布置 中，使丁醇生产单元(诸如“SuperButolTM”单元)中的那些C4的一部分 水合以生产高价值燃料添加剂。
例如，混合丁醇生产区550操作用以将来自低价值的炼油厂/石 油化学混合烯烃流的丁烯转化为丁醇。丁醇为汽油调和物中的含氧化 合物提供一项可选选择。粗C4处理中心550包括例如在一个或多个 高压催化反应器中丁烯与丁醇的转化反应，然后从水中重力分离丁烯 和丁醇，随后通过蒸馏从丁烯中分离丁醇产物。处理段包括丁烯和水 补给和再循环、丁醇反应、高压分离、低压分离、脱丁烯器(debutenizer) 蒸馏(产物塔)和水蒸馏塔。
图7描绘来自C4蒸馏步骤的含有丁烯的物流552导引到粗C4 处理区，诸如丁醇生产单元550，以将丁烯混合物转化为混合丁醇液 554。在某些实施方案中，将物流552的全部、实质部分、显著部分 或主要部分导引到丁醇生产单元550。使烷烃556再循环到混合进料 蒸汽裂解区230。
如图1和图3中，在图7的配置中，将来自蒸汽裂解区230的热 解汽油212导引到石脑油氢化处理和回收中心610/620，其中可以从 未处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油中回收选择的具有5至12 个碳的烃，然后将剩余部分氢化处理以用于芳烃回收。使C5再循环 到混合进料蒸汽裂解区230。在py-gas氢化处理单元中，使热解汽油 中的二烯烃和烯烃饱和。将来自py-gas氢化处理单元的氢化处理的热 解汽油导引到芳烃提取。在芳烃提取步骤中，将芳烃从氢化处理的热 解汽油和流体催化裂解石脑油中分离。例如，芳烃提取可以将氢化处 理的热解汽油和流体催化裂解石脑油分离成高纯度的苯、甲苯、二甲 苯和C9芳烃。可以回收C6-C9芳烃流622用于化学品市场，可以使 C5提余液644和非芳烃646(例如，C6-C9)再循环到混合进料蒸汽裂 解区230，并且可以将重芳烃642(例如，C10-C12)产物用作芳族溶剂 或辛烷值增强添加剂。在某些实施方案中，可以回收乙苯628。
在图7中描绘的配置中，示出任选的转向器，其以虚线指示为转 向器和物流，以绕过将丁烯混合物转化为混合丁醇的过程，因此将 C4 Raff-3 524的全部、实质部分、显著部分或主要部分转向到混合进 料蒸汽裂解区230。在可选模式中，可以将流引导到混合丁醇生产区 550，以将丁烯混合物转化为混合丁醇。在另外的可选模式中，可以 将C4 Raff-3流524引导到混合进料蒸汽裂解区230和混合丁醇生产 区550。以这种方式，生产商可以改变进料的量以定制所需的输出。 因此，可以将0-100％的第三C4提余液流524导引到混合丁醇生产区 550，且将剩余部分(如果有的话)引导到混合进料蒸汽裂解区230。例 如，可以基于对乙烯的需求、对混合丁醇的需求和/或根据设计容量 操作单元的最小范围来确定所述量。
图8示意性地描绘用于将原油转化为石油化学品和燃料产品的 方法和系统的另外的实施方案。在该实施方案中，集成了将C4和C5 烯烃的复分解转化以生产额外的丙烯和/或将丁烯混合物转化成适合 作为汽油调和含氧化合物和用于辛烷值增强的混合丁醇的一个或多 个额外步骤。所述方法如关于图1、图2、图4或图5中的任一图在 蒸汽裂解操作的上游且关于流体催化裂解操作所述进行操作。
在蒸汽裂解操作的下游，丁二烯提取系列可以任选地以类似于图 3中所示物流524自C4蒸馏单元520自转向器(虚线)直接通到混合进 料蒸汽裂解区230的方式作为任选的操作模式操作。图8中的配置集 成了选择性回收具有四个碳的各种烯烃和二烯热解化学品，复分解转 化以生产额外的丙烯，和/或将丁烯混合物转化成适合作为汽油调和 含氧化合物和用于辛烷值增强的混合丁醇。
图8描绘来自C4蒸馏步骤的含有丁烯的物流552(“C4 Raff-3”) 导引到粗C4处理区，诸如丁醇生产单元550，以将丁烯混合物转化 为混合丁醇液554。使烷烃556再循环到混合进料蒸汽裂解区230。 另外，将来自C4蒸馏单元520的富含2-丁烯的提余液-3的一部分532 通到复分解单元530，以复分解转化为额外的丙烯534。如所指出， 可以将乙烯混合进料蒸汽裂解产物的一部分536导引到复分解单元 530。在额外的实施方案中，代替乙烯产物202的部分536或除乙烯 产物202的部分536之外，用于复分解单元530的乙烯从复合体界区外部供应。使来自复分解单元的具有主要为饱和C4/C5的混合物的物 流538再循环到混合进料蒸汽裂解区。
如图3中，在图8的配置中，将来自蒸汽裂解区230的热解汽油 212导引到石脑油氢化处理和回收中心610/620，其中可以从未处理 的热解汽油和流体催化裂解石脑油中回收选择的具有5至12个碳的 烃，然后将剩余部分氢化处理以用于芳烃回收。在py-gas氢化处理单 元中，使热解汽油中的二烯烃和烯烃饱和。将来自py-gas氢化处理单 元的氢化处理的热解汽油导引到芳烃提取。在芳烃提取步骤中，将芳 烃从氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油中分离。例如，芳烃 提取可以将氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油分离成高纯 度的苯、甲苯、二甲苯和C9芳烃。可以回收C6-C9芳烃流622BTX 用于化学品市场，可以使非芳烃646(例如，C6-C9)再循环到混合进料 蒸汽裂解区230，并且可以将重芳烃642(例如，C10-C12)产物用作芳 族溶剂或辛烷值增强添加剂。在某些实施方案中，可以回收乙苯628。 如所示可以将540导引到复分解单元530，和/或任选地使其再循环到 混合进料蒸汽裂解，如虚线显示为物流644。在某些实施方案(未示出) 中，可以将来自py-gas氢化处理器的裂解的C5的全部或一部分在芳 烃提取之前导引到复分解单元530。
在图8中描绘的配置中，示出任选的转向器，其以虚线指示为转 向器和物流，以绕过复分解转化过程和将丁烯混合物转化为混合丁醇 的过程，因此将C4 Raff-3 524的全部、实质部分、显著部分或主要 部分转向到混合进料蒸汽裂解区230。还可以提供任选的阀以将C4 Raff-3流引导到复分解转化单元530和/或混合丁醇生产区550中的一 个或两个，以将丁烯混合物转化成混合丁醇。在另外的可选模式中， 可以将C4 Raff-3流524引导到混合进料蒸汽裂解区230、复分解转 化单元530(作为物流532)和混合丁醇生产区550(作为物流552)中的 每一个。以这种方式，生产商可以改变进料的量以定制所需的输出。 因此，可以将第三C4提余液流的全部、实质部分、显著部分或主要 部分导引到复分解转化单元530，且将剩余部分(如果有的话)引导到 混合进料蒸汽裂解区230和/或混合丁醇生产区550。在某些实施方案 中，将第三C4提余液流的全部、实质部分、显著部分或主要部分导 引到复分解转化单元530，且将剩余部分(如果有的话)引导到混合进 料蒸汽裂解区230。在另外的实施方案中，将第三C4提余液流的全 部、实质部分、显著部分或主要部分导引到复分解转化单元530，且 将剩余部分(如果有的话)引导到混合丁醇生产区550，用于生产混合 丁醇。在另外的实施方案中，将第三C4提余液流的全部、实质部分、 显著部分或主要部分导引到混合丁醇生产区550以生产混合丁醇，且 将剩余部分(如果有的话)引导到混合进料蒸汽裂解区230和复分解转 化单元530两者中。在另外的实施方案中，将第三C4提余液流的全 部、实质部分、显著部分或主要部分导引到混合丁醇生产区550以生 产混合丁醇，且将剩余部分(如果有的话)引导到混合进料蒸汽裂解区 230。在另外的实施方案中，将第三C4提余液流的全部、实质部分、 显著部分或主要部分导引到混合丁醇生产区550以生产混合丁醇，且将剩余部分(如果有的话)引导到复分解转化单元530。例如，可以基 于对乙烯的需求、对丙烯的需求、对混合丁醇的需求和/或根据设计 容量操作单元的最小范围来确定所述量。
图9和图11示意性地描绘用于将原油转化为石油化学品和燃料 产品的方法和系统的另外的实施方案。在图9和图11的布置中，将 原油进料102，在某些实施方案中AXL或AL，进料到原油复合体100 的常压蒸馏区110。将直馏石脑油136的全部或一部分通到催化重整 区400以生产富含化学品的重整产物426。将较轻的产物152导引到 混合进料蒸汽裂解区230。中间馏出物馏分116和122用于生产煤油 和柴油，以及作为混合进料蒸汽裂解区230的额外进料的野生石脑油 184。在某些实施方案(如虚线所指示)中，将第三中间馏出物馏分126 的全部或一部分导引到真空瓦斯油加氢处理区，所述真空瓦斯油加氢 处理区可以作为如图9所示的真空瓦斯油加氢裂解器或作为如图10所示的真空瓦斯油氢化处理器操作。在某些实施方案(如虚线所指示) 中，将第三中间馏出物馏分126的全部或一部分绕过真空瓦斯油加氢 处理区而导引到高级烯烃流体催化裂解区700。在额外的实施方案中， 可以将第三中间馏出物馏分126在真空瓦斯油加氢处理区和高级烯 烃流体催化裂解区700之间分开。
常压渣油馏分114在真空蒸馏区160中进一步蒸馏。将来自真空 蒸馏区160的VGO162导引到真空瓦斯油加氢处理区，所述真空瓦 斯油加氢处理区可以作为高苛刻度的真空瓦斯油氢化处理器或温和 的真空瓦斯油加氢裂解器操作。可以将来自真空蒸馏区160的最重馏 分168，真空渣油，送到燃料油(“FO”)池中或任选地在如虚线所示的 渣油处理区800中处理。
如图9所示，真空瓦斯油氢化处理器300可以在温和、中等或苛 刻的氢化处理条件下操作，并且通常生产裂解的产物308和氢化处理 的瓦斯油304。加工来自真空瓦斯油氢化处理器300的裂解产物308 导引到柴油氢化处理区180。将来自真空瓦斯油氢化处理器300的氢 化处理的瓦斯油304导引到构造成最大程度地生产轻烯烃产物704的 高级烯烃流体催化裂解区700。应当理解，轻烯烃产物704可以如已 知的那样从高级烯烃流体催化裂解区700中回收，或者与如本文所述 的烯烃回收区270和/或混合进料蒸汽裂解区230组合回收。氢化处 理的瓦斯油馏分304通常含有处于或高于AGO、H-AGO或VGO范 围的真空瓦斯油氢化处理器300流出物的一部分。
在某些实施方案中，如图10所示，真空瓦斯油加氢裂解器320 可以在温和、中等或苛刻的加氢裂解条件下操作，并且通常生产加氢 裂解的石脑油产物326、柴油燃料馏分322和未转化的油馏分324。 将来自真空瓦斯油加氢裂解器320的加氢裂解的石脑油326导引到混 合进料蒸汽裂解区230。将未转化的油馏分324导引到高级烯烃流体 催化裂解区700。柴油燃料馏分322作为例如符合Euro V柴油标准的 燃料回收，并且可以与来自柴油氢化处理区180的柴油燃料馏分182 组合。
此外，包括芳烃回收中心620，其中将芳烃从热解汽油212分离， 并且可以获得氢化处理的热解汽油。回收C6-C9芳烃622用于化学品 市场，使C6-C9非芳烃646再循环到混合进料蒸汽裂解区230，并且 可以将C10-C12产物642用作芳族溶剂或用作汽油调和剂作为辛烷值 增强添加剂。
在某些实施方案中，如虚线所示，将高级烯烃流体催化裂解石脑 油706氢化处理并进料到芳烃提取，将轻石脑油和中间石脑油进料到 混合进料蒸汽裂解区230。可以使来自高级烯烃流体催化裂解器的C5 和C9流再循环到混合进料蒸汽裂解区230。
在另一实施方案中，将高级烯烃流体催化裂解石脑油706的全部 或一部分用作汽油调和原料，而不是整体用作混合进料蒸汽裂解区的 进料；可以将高级烯烃流体催化裂解石脑油706的任何剩余部分用作 混合进料蒸汽裂解区230的进料。
在额外的实施方案中，可以将来自蒸汽裂解区230的热解油218 的全部或一部分通到催化氢加成过程，诸如渣油加氢裂解或调节过 程。在额外的实施方案中，将热解油218分成轻馏分和重馏分，其中 将轻馏分进料到瓦斯油加氢处理区，并将重馏分进料到催化氢加成过 程，诸如渣油加氢裂解或调节过程。
在更另外的实施方案中，将来自瓦斯油加氢处理区的氢化处理的 瓦斯油馏分或未转化的油馏分的全部或一部分通到异构脱蜡单元和 加氢精制单元，例如，以能够生产III族润滑油或润滑油原料。
图12、图13和图21示意性地描绘用于将原油转化为石油化学 品和燃料产品的方法和系统的实施方案，包括混合进料蒸汽裂解区和 高级烯烃流体催化裂解区700。通常，图12和图13显示混合进料蒸 汽裂解区230上游的操作，而图21显示混合进料蒸汽裂解区230下 游且包括混合进料蒸汽裂解区230的操作。
将原油进料102通到原油复合体100。在图12、图13和图21的 实施方案中，原油复合体100通常包括常压蒸馏区110、饱和气体设 备150和真空蒸馏区160。常压蒸馏单元以众所周知的布置使用。
通过原油复合体100中的分离由进料102获得的中间流包括：废 气154，在原油复合体100内通过饱和气体设备150获得，并通到燃 料气体系统；轻馏分流152，在原油复合体100内通过饱和气体设备 150获得，并通到混合进料蒸汽裂解区230；一个或多个直馏石脑油 流，在该实施方案中，轻石脑油流138和重石脑油流140，其中将轻 石脑油流138的全部或一部分通到混合进料蒸汽裂解区230，且将重 石脑油流140的全部或一部分通到催化重整区400以生产富含化学品 的重整产物426；第一中间馏出物流118，诸如轻煤油流，将其通到 煤油脱硫区170，诸如硫醇氧化区；第二中间馏出物流120，诸如重 煤油流，将其通到柴油氢化处理区180；第三中间馏出物流128，诸 如中压瓦斯油流，将其通到柴油氢化处理区180；第四中间馏出物流 130，诸如重压瓦斯油流，将其通到高级烯烃流体催化裂解区700(直 接或任选地通过真空瓦斯油氢化处理区300，如虚线所指示)；常压渣 油馏分114，将其通到原油复合体100的真空蒸馏区160；来自真空 蒸馏区160的真空瓦斯油流162，将其通到真空瓦斯油加氢处理区； 和来自真空蒸馏区160的真空渣油168，可以将其全部或一部分任选 地通到渣油处理区800和/或燃料油池。
来自原油复合体100的中间物流以有效的方式用于本文的集成 方法和系统中。轻馏分流152和一种或多种直馏石脑油流的一部分， 在该实施方案中，轻石脑油138，作为进料导引到混合进料蒸汽裂解 区230，以转化成轻烯烃和其他有价值的石油化学品。在某些实施方 案中，将轻石脑油138的全部、实质部分或显著部分导引到混合进料 蒸汽裂解区230，且将剩余部分(如果有的话)通到催化重整区400。将 来自常压蒸馏区110的重石脑油140的全部或一部分通到催化重整区 400以生产富含化学品的重整产物426，其可以作为额外进料导引到 芳烃提取区620或用于汽油调和。在某些实施方案中，将重石脑油 140的全部、实质部分或显著部分导引到催化重整区400，且将剩余 部分(如果有的话)通到混合进料蒸汽裂解区230。直馏石脑油流、轻 石脑油138和重石脑油140中的任一种或两种可以在导引到混合进料 蒸汽裂解区230之前任选地在侧汽提器中蒸汽汽提。
未示出但众所周知的原油复合体的组件可以包括进料/产物和泵 循环换热器、原油馈料加热器、一个或多个原油塔、产品汽提塔、冷 却系统、冷热塔顶鼓系统，包括再接触器和废气压缩机，以及顶部冷 凝系统的水洗单元。常压蒸馏区110可以包括众所周知的设计特征。 此外，在某些实施方案中，来自常压蒸馏塔的石脑油、煤油和常压瓦 斯油产物在侧汽提塔中蒸汽汽提，并且常压渣油在常压蒸馏塔底部内 的尺寸减小的罐区段中蒸汽汽提。
常压蒸馏区110的进料主要是原油进料102，尽管应该理解可以 将来自柴油氢化处理区180；且在某些实施方案中，来自真空瓦斯油 加氢处理步骤和/或任选的渣油处理区的野生石脑油、LPG和废气流 导引到常压蒸馏区110，在其中将其分馏，然后通到裂解复合体。脱 盐单元(未示出)通常包括在蒸馏区110的上游。脱盐所需的实质量的 水可以自集成方法和系统内的酸性水汽提器中获得。
脱盐单元是指用于原油脱盐的众所周知的容器布置，并且如本文 所用，操作用以将盐含量降低到目标水平，例如，降低到小于或等于 约10wppm、5wppm或3wppm的水平。在某些实施方案中，包括 两个或更多个脱盐器以实现小于或等于约3wppm的目标盐含量。
在本文的原油复合体100的一个实施方案中，进料102在进入脱 盐单元之前预热例如到在约105-165、105-150、105-145、120-165、 120-150、120-145、125-165、125-150、125-145的范围内，且在某些 实施方案中，约135的温度(℃)。设计合适的脱盐器以在单个工段中 将盐去除到约0.00285kg/m3(1磅/1000桶)的典型水平。在某些实施方 案中，使用多个预热和脱盐系列。脱盐器操作压力可以基于在脱盐器 操作温度下高于原油和水混合物蒸气压的压力裕度以确保例如在约 2.75-4.15、2.75-3.80、2.75-3.65、3.10-4.15、3.10-3.80、3.10-3.65、 3.25-4.15、3.25-3.80、3.25-3.65barg的范围内，且在某些实施方案中， 约3.45barg的液相操作。
常压蒸馏区110可以采用分馏产物和泵循环物以提供足够的热 量用于脱盐。在某些实施方案中，脱盐器操作温度可以通过柴油泵循 环摇摆换热器来控制。在某些实施方案中，脱盐器盐水在螺旋型换热 器中预热脱盐器补给水以使污垢最少化并在将盐水导引到废水系统 之前实现相对冷却水的减弱冷却。
在某些实施方案中，在进入预闪蒸塔之前将脱盐的原油预热到在 约180-201、185-196或189-192的范围内的温度(℃)。预闪蒸塔在原 油进入最终预换热器之前从原油中除去LPG和轻石脑油。预闪蒸塔 使预热系列的操作压力最小化，以维持原油炉通过阀的液相操作，并 且还减小主要原油塔的必要尺寸。
在合适的原油蒸馏系统的一个实例中，在原油进入原油塔的闪蒸 区之前，原油炉在等于或低于某一分馏点，例如在约350-370、355-365 的范围内或360(680℉)的温度(℃)下蒸发材料。熔炉对于合适的出口 温度，例如，约338-362、344-354的范围内或348.9(660℉)的温度(℃) 设计。原油塔闪蒸区条件是在约328-374、328-355、337-374、327-355 的范围内或346.1(655℉)的温度(℃)和在约1.35-1.70、1.35-1.60、 1.44-1.70、1.44-1.60的范围内或1.52的压力(barg)下。
在某些实施方案中，原油塔包含59个塔盘并生产六种馏分，其 中每种产物的抽出温度如下：轻石脑油，104.4℃(220℉)(塔顶蒸气)； 重石脑油，160.6℃(321℉)(侧馏分)；煤油，205℃(401℉)侧馏分)；柴 油，261.7℃(503℉)(侧馏分)；AGO，322.2℃(612℉)(侧馏分)；常压 渣油，340.6℃(645℉)(塔底物)。重石脑油抽出包括相对柴油泵循环物 的再沸油侧汽提塔，并控制到185℃(365℉)D86端点。煤油抽出包括 在14.54kg/m3(每桶5.1磅蒸汽)下的蒸汽汽提器；抽出速率在后端由 冻结点限制。柴油抽出包括在14.54kg/m3(每桶5.1磅蒸汽)下的蒸汽 汽提器，并且该抽出控制到360℃(680℉)D86 95％点。AGO抽出包括在14.82kg/m3(每桶5.2磅蒸汽)下的蒸汽汽提器，其设置在易于原油 计2体积％下过闪蒸。原油塔还包含用于顶部、柴油和AGO的3种 泵循环。柴油泵循环为重石脑油汽提塔再沸器和脱丁烷塔再沸器提供 热量，同时通过摇摆热控制脱盐器操作温度。常压塔的塔底物流以28.5kg/m3(10磅蒸汽/桶)蒸汽汽提。
来自常压蒸馏区110的常压渣油流114在真空蒸馏区160中进一 步蒸馏，其将常压渣油馏分114分馏成轻和重真空瓦斯油流162，将 其进料到VGO加氢处理区；以及真空渣油流168，其中可以将其0-100 重量％任选地导引到渣油处理区800；可以将未在渣油处理区800中 经受处理的任何部分导引到例如燃料油池(例如，高硫燃料油池)。真 空蒸馏区160可以包括众所周知的设计特征，诸如在减压水平(mm Hg 绝对压力)下，例如，在约30-40、32-36的范围内或34下操作，所述 压力水平可以通过蒸汽喷射器或机械真空泵维持。可以将真空塔底物 骤冷以例如通过在约334-352、334-371、338-352、338-371的范围内 或343.3(650℉)的温度(℃)下原油交换而使焦化最少化。真空蒸馏可 以在单个工段或多个工段中完成。在某些实施方案中，常压渣油馏分 114在直接燃烧炉中加热并在约390-436、390-446、380-436、380-446 或400-425的范围内的温度(℃)下馈料到真空分馏器中。
在一个实施方案中，将常压渣油在真空炉中加热到在约399-420、 399-430、389-420、389-430的范围内或409.4(769℉)的温度(℃)以实 现在约392-412、392-422、382-412、382-422的范围内或401.7(755℉) 的温度(℃)和在约30-40、32-36的范围内或34的压力水平(mm Hg绝 对压力)的闪蒸区条件。通过从真空渣油中除去轻VGO和重VGO， 真空塔设计用于在约524-551、524-565、511-551、511-565的范围内 或537.8(1000℉)的理论分馏点温度(℃)。顶部真空系统可以包括两个 平行的喷射式喷射器系列，每个喷射器包括三个喷嘴。在最后工段使 用普通的真空泵。在一个实施方案中，真空塔的尺寸设定成使得洗涤 区底部具有0.35C-因子和约14.68lpm/m2(0.3gpm/ft2)润湿速率。使洗 涤区污泥蜡再循环到真空炉中以使燃料油产量最小化。真空塔底物通 过与原油交换来骤冷，以在约334-352、334-371、338-352、338-371 的范围内或343.3(650℉)的温度(℃)下使焦化最小化。
如众所周知的，饱和气体设备150通常包括一系列操作，所述操 作包括分馏和在某些系统中的吸收和分馏，其目的是处理轻馏分以将 燃料气体范围的组分与适合作为蒸汽裂解器裂解区原料的LPG范围 的组分分离。饱和气体设备150包括废气压缩和再接触以使LPG回 收、自轻石脑油的LPG分馏和废气/LPG胺处理最大化。在本文的集 成系统和方法的实施方案内在一个或多个饱和气体设备中处理的轻 馏分来源于原油蒸馏，诸如轻馏分和LPG。此外，可以将其他轻产物 任选地导引到饱和气体设备150，以虚线显示为物流156，诸如来自 集成系统内的炼油单元的轻气体，并且在某些实施方案中，来自界区 外部的轻气体。例如，物流156可以含有来自柴油氢化处理区180、 瓦斯油加氢处理区、py-gas氢化处理区600和/或渣油处理区800的 废气和轻馏分。来自饱和气体设备150的产物包括：含有C1-C2烷烃 的废气流154，将其通到燃料气体系统和/或蒸汽裂解器复合体；和含 有C2+的轻馏分流152，将其通到混合进料蒸汽裂解单元230。
在某些实施方案中，合适的饱和气体设备150包括在后续步骤之 前的液体进料的胺和苛性碱洗涤以及蒸气进料的胺处理。将原油塔塔 顶蒸气压缩并与石脑油再接触，然后进入胺洗涤器以除去H2S，然后 将其导引到蒸汽裂解器复合体。使再接触的石脑油脱丁烷以除去 LPG，将所述LPG胺洗并导引到蒸汽裂解器复合体。将脱丁烷的石 脑油与重石脑油分开导引到蒸汽裂解器复合体。众所周知，轻石脑油 在其向上行进经过吸收器/脱丁烷塔时从蒸气中吸收C4和更重的烃。 将来自吸收器/脱丁烷塔的废气压缩并送到炼油厂燃料气体系统。将 脱丁烷塔塔底物流作为额外进料来源送到混合进料蒸汽裂解器。
将来自常压蒸馏区110的重石脑油140的全部、实质部分或显著 部分(并且在某些实施方案中，重石脑油138的全部或一部分，未示 出)通到催化重整区400以生产富含化学品的重整产物426，可以将其 作为额外进料导引到芳烃提取区620和/用于汽油调和。催化重整区 400通常包括石脑油氢化处理区和催化重整区。在某些实施方案中， 催化重整区还包括重整产物分流器和/或苯饱和单元。来自石脑油氢 化处理区的产物包括LPG和气体和导引到石脑油重整器的氢化处理 的石脑油产物。石脑油重整器将氢化处理的石脑油转化为富含化学品 的重整产物，其是来自蒸汽裂解操作下游的芳烃提取区的芳族大量化 学品的重要来源。在某些实施方案中，富含化学品的重整产物的全部 或一部分可以以常规方式使用，即用作汽油调和组分；可以将任何剩 余部分用作混合进料蒸汽裂解器的进料。
催化重整中涉及的反应包括加氢裂解、脱氢环化、脱氢、异构化， 并且在较小程度上，去甲基化和脱烷基化。特定的烃/石脑油进料分 子可以经历多于一种反应和/或可以形成多于一种产物。烃/石脑油进 料组成、其中存在的杂质和所需产物将决定诸如一种或多种催化剂的 选择、工艺类型等的工艺参数。
将环烷烃转化成芳烃的反应速率有利于低压，但是使催化剂失活 的焦炭形成也是如此。因此，在较低的操作压力下，芳烃收率增加， 但必须更频繁地进行催化剂再生。为了维持所需的较低操作压力并且 解决焦炭形成，已知不同的方法。一般类型的催化重整工艺配置的不 同之处在于使重整催化剂再生以除去反应期间形成的焦炭的方式。涉 及在氧气存在下燃烧有害焦炭的催化剂再生包括半再生过程、循环再 生和连续催化剂再生(CCR)。半再生是最简单的配置，并且包括该系 列中的所有反应器的整个单元都关闭以在所有反应器中进行催化剂 再生。循环配置利用额外的“摇摆”反应器以允许一个反应器一次离线 用于再生，而其他反应器保持使用。最复杂的连续催化剂再生配置通 过催化剂去除、再生和更换提供基本上不间断的操作。虽然连续催化 剂再生配置包括由于更高的催化剂活性而增加操作条件的苛刻度的 能力，但相关的资本投资必然更高。
在某些实施方案中，直馏石脑油或重石脑油分离成富含正链烷烃 (normalparaffin)(正链烷烃(n-paraffin))的物流和富含非正链烷烃的支 链链烷烃的物流。这使用分离区402(以虚线显示为任选的)实现，这 可以例如基于可从Honeywell UOP，US(MaxEneTM)商购获得的技术。 富含正链烷烃的物流绕过催化重整区并将其导引到混合进料蒸汽裂 解区230，从而能够增加乙烯和丙烯的组合收率。在混合进料蒸汽裂 解区230中处理富含正链烷烃的物流也可以减少焦化，这可以促进增 加脱焦循环之间的吞吐量或延长运行时间。当在催化重整器中处理 时，富含非正链烷烃的物流也具有显著的益处，包括改善的选择性和 减少的催化剂上焦炭形成，这可以促进吞吐量增加。
催化重整区400的示意性工艺流程图示于图14和图15中，并且 在某些实施方案中，与图16的单元组合。石脑油氢化处理区410与 催化重整反应区414集成，用于处理直馏石脑油流136(图14)或重石 脑油流140(图15)，以生产用于化学回收的富含化学品的重整产物426 作为汽油调和组分，或两者用于化学回收和作为汽油调和组分。在某 些实施方案中，将富含化学品的重整产物426的全部、实质部分、显 著部分或主要部分通到芳烃提取区620，且任何剩余部分可以在汽油 池中调和。
石脑油进料136或140(或在某些实施方案中，来自任选的分离区 402的富含非正链烷烃的物流)在石脑油氢化处理区410中氢化处理 以生产氢化处理的石脑油流412。在图15的实施方案中，其中石脑 油氢化处理区410的进料是重石脑油流140，可以将轻石脑油138导 引到混合进料蒸汽裂解单元230。在另外的实施方案中，石脑油氢化 处理区410的进料也可以是包括轻石脑油的全范围的石脑油(例如， 重石脑油流140与其组合，其可以是在其他实施方案中描述的轻石脑 油流138)。因此，根据需求和/或所需的产物构成，可以将轻石脑油 138导引到混合进料蒸汽裂解单元230以增加烯烃石油化学品的产 量，或者可选地包括在催化重整区的进料以增加芳族石油化学品和/ 或燃料调和组分的产量。在某些实施方案中，将轻石脑油138的全部、 实质部分或显著部分导引到混合进料蒸汽裂解单元230(任何剩余部 分任选地通到催化重整区400)；并且将重石脑油140的全部、实质部 分或重要部分导引到催化重整区400(任何剩余部分任选地通到混合 进料蒸汽裂解单元230)。
氢化处理在有效量的自石脑油氢化处理区410(未示出)内再循环 获得的氢气、再循环重整器氢气406和如果必需的话，补给氢气 408(以虚线示出)存在下发生。流出物废气自石脑油氢化处理区410 回收，并将其作为其他气流156的一部分通到烯烃回收系列、饱和气 体设备和/或直接通到燃料气体系统。液化石油气从石脑油氢化处理 区410回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、烯烃回收系列和/ 或饱和气体设备。
在某些实施方案中，任何必需的补给氢气408的全部或一部分来 源于来自烯烃回收系列270的蒸汽裂解器氢气流210。在额外的实施 方案中，从催化重整反应区414回收的氢气提供足够的氢气以在反应 达到平衡时维持石脑油氢化处理区410的氢气需求。在另外的实施方 案中，在催化重整区中存在净氢增益，因此可以将氢气加到集成方法 中的其他氢用户，和/或加到用于操作集成方法内的各种加热单元的 燃料气体。合适的石脑油氢化处理区410可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；Axens, IFP Group Technologies,FR；Shell Global Solutions,US,HaldorTopsoe A/S,DK；GTC Technology US,LLC,US；或Exxon Mobil Corporation, US商购获得的技术的系统。
石脑油氢化处理区410在一定的条件下操作，并利用有效除去显 著量的硫和其他已知污染物的一种或多种催化剂。因此，石脑油氢化 处理区410使进料经受氢化处理条件以生产有效作为催化重整反应 区414的进料的氢化处理的直馏石脑油流412。石脑油氢化处理区410 在有效除去满足必要的产品规格的至少足够的硫、氮、烯烃和其他污 染物的例如温度、压力、氢分压、液时空速(LHSV)、催化剂选择/加 载的条件下操作。例如，常规石脑油重整系统中的氢化处理通常在有 效除去硫和氮达到小于0.5ppmw水平的相对温和的条件下发生。
在某些实施方案中，石脑油氢化处理区410操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约355-400、355-375、355-385、370-400 或360-390的范围内；
反应器出口温度(℃)在约400-450、400-430、410-450、420-450 或410-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 330-375、330-360、340-375、355-375或330-350的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约390-435、 390-420、390-410、400-410或400-435的范围内；
反应入口压力(barg)在约48-60、48-52、48-55、50-55或50-60 的范围内；
反应出口压力(barg)在约40-51、40-44、40-48、45-51或45-48 的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约24-34、24-30、27-34、27-30或27-32的 范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约645、620、570、500或530， 在某些实施方案中为约413-640、413-570、413-542、465-620、465-570、465-542、491-620、491-570或491-542；
骤冷气体进料(SLt/Lt)高达约99、90、85、78或70，在某些实施 方案中为约57-90、57-78、57-75、64-85、64-78、64-75、68-85、68-78 或68-75；以及；
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约125、110或102，在某些实施 方案中为约78-120、78-110、78-102、87-120、87-110、87-102、92-120、 92-110、92-102或95-100。
有效的直馏石脑油反应器催化剂包括具有氢化处理功能性并且 通常含有选自元素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属化合物(氧 化物或硫化物)的一种或多种活性金属组分的那些。在某些实施方案 中，活性金属组分是钴、镍、钨和钼中的一种或多种。通常将活性金 属组分沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝 土、沸石或其组合上。氢化处理区410中使用的催化剂可以包括选自 钴/钼、镍/钼、镍/钨和钴/镍/钼的一种或多种催化剂。也可以使用钴/ 钼、镍/钼、镍/钨和钴/镍/钼中的一种或多种的组合。所述组合可以由 含有单一活性金属物质的不同颗粒或含有多种活性物质的颗粒组成。 在某些实施方案中，钴/钼加氢脱硫催化剂是合适的。相对于氢化处 理催化剂而言，基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1)在约0.1-10.0、 0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0 或0.8-1.2的范围内。氢化处理区410中使用的合适氢化处理催化剂 具有在约28-44、34-44、28-38或34-38个月范围内的预期寿命。
氢化处理的石脑油流在催化重整区中处理以生产重整产物。合适 的催化重整区可以包括但不限于基于可从Honeywell UOP,US； Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；Axens,IFP Group Technologies,FR；Haldor Topsoe A/S,DK；或Exxon MobilCorporation, US商购获得的技术的系统。
将氢化处理的石脑油流412通到催化重整反应区414。在某些实 施方案中，将氢化处理的石脑油流412的全部、实质部分或显著部分 通到催化重整反应区414，且任何剩余部分可以在汽油池中调和。将 含有热重整产物和氢气的反应器流出物416冷却并通到分离器418以 回收氢气流404和分离器底部物流420。将氢气流404分成部分406， 将其压缩并再循环回到重整器反应器；和在某些实施方案中，过量的 氢气流428。将分离器底部物流420通到稳定器塔422以生产轻馏分 流424和重整产物流426。回收轻馏分流424且可以将其导引到混合 进料蒸汽裂解区、烯烃回收系列和/或饱和气体设备。
净氢气流428可以从催化重整反应区414(以虚线显示为任选的) 回收，其包含通到其他氢用户的过量氢，所述氢用户包括：催化重整 区400内的那些，诸如石脑油氢化处理区410和在某些实施方案中， 图16中所示的苯饱和单元438；和/或集成方法中其他地方的那些， 诸如用于中间馏出物、热解汽油、真空瓦斯油和/或烷基转移的一个 或多个加氢处理单元。合适的苯饱和系统可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Axens,IFPGroup Technologies,FR；或GTC Technology US,LLC,US商购获得的技术的系统。
通常，催化重整反应区414中的一个或多个反应器的操作条件包 括：
反应器入口温度(℃)在约450-580、450-530、450-500、490-530 或490-570的范围内；
反应器出口温度(℃)在约415-540、415-490、415-500、440-500 或450-530的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 445-520、445-480、445-500、470-500或470-520的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约490-550、 490-510、490-540、500-550或520-540的范围内；
反应入口压力(barg)在约1.5-50或1.5-20的范围内；
反应出口压力(barg)在约1.0-49或1-20的范围内；
氢气与烃的摩尔比在约2:1-5:1的范围内。
循环和CCR工艺设计包括在线催化剂再生或更换，因此如上所 指出的较低压力范围是合适的。例如，CCR可以在约5巴的范围内 操作，而半再生系统在上述范围的较高端下操作，循环设计通常在高 于CCR且低于半再生系统的压力下操作。
提供有效量的重整催化剂。这种催化剂包括单功能或双功能的重 整催化剂，其通常含有选自元素周期表IUPAC第8至10族的金属或 金属化合物(氧化物或硫化物)的一种或多种活性金属组分。双功能催 化剂具有金属位点和酸性位点两者。在某些实施方案中，活性金属组 分可以包括铂、铼、金、钯、锗、镍、银、锡、铱或卤化物中的一种 或多种。通常将活性金属组分沉积或以其他方式结合在载体如无定形 氧化铝、无定形硅铝土、沸石或其组合上。在某些实施方案中，负载 在氧化铝或二氧化硅或二氧化硅-氧化铝上的铂或铂合金是重整催化 剂。相对于氢化处理催化剂而言，基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1) 在约0.5-4、0.5-2、.5-3、1-3、1-4、1-2、1.5-4和1.5-3的范围内。重 整反应区414中使用的合适重整催化剂具有在约6-18、12-26、18-54 或24-72个月范围内的预期寿命。
在某些实施方案中，并且参考图16，为了增加汽油燃料组分的 产量，将重整产物流通到分离和氢化步骤以降低总苯含量。例如，不 是将总重整产物流426的全部或一部分通到芳烃提取区，而是将其通 到重整产物分流器430并分成一种或多种相对富含苯的馏分434和一 种或多种相对贫苯的馏分432和436。通常，称为“苯中心馏分”的相 对富含苯的中间馏分434占总重整产物的约10-20体积％并且含有约 20-30体积％的苯。相反，相对贫苯的重重整产物底部馏分436占总 重整产物的约40-80体积％，并且具有通常在约0.3-1体积％的范围内 的苯含量，其足够低而在不经进一步处理的情况下通到汽油池444 中。占总重整产物的约10-25体积％的轻重整产物顶部馏分432含有 约5-30体积％的苯，并将其回收或与其他产物池调和。
可以将包含总重整产物流426的苯含量的大部分的中心馏分434 通到氢化单元438，也称为苯饱和单元，或直接通到芳烃提取单元。 氢化反应在预定量的氢气440存在下进行，所述氢气用于包括将苯转 化为环己烷的转化反应，以及用于生产贫苯，且在某些实施方案中， 基本上不含苯的汽油调和组分442。
贫苯调和组分442的全部或一部分可以与包括贫苯重重整产物 底部馏分436的剩余汽油池成分混合。例如，当与可以含有高达1体 积％苯的重重整产物馏分432调和时，可以回收含有小于约1体积％ 苯的最终汽油产物。此外，可以将贫苯调和组分442的全部或一部分 导引到混合进料蒸汽裂解区230。可以将轻贫苯馏分432的所有一部 分导引到汽油池或混合进料蒸汽裂解区230。可以将重贫苯馏分436 的全部或一部分导引到芳烃提取区620或汽油池。
在某些实施方案中，为了最大化石油化学品的生产：将贫苯重重 整产物底部馏分436的全部、实质部分、显著部分或主要部分通到芳 烃提取区，且可以将任何剩余部分通到汽油池；将轻重整产物顶部馏 分432的全部、实质部分、显著部分或主要部分通到混合进料蒸汽裂 解区230，且可以将任何剩余部分通到汽油池；并且可以将贫苯调和 组分442的全部、实质部分、显著部分或主要部分导引到混合进料蒸 汽裂解区230，且可以将任何剩余部分通到汽油池。
典型的汽油调和池包括C4和沸点低于约205℃的较重烃。在催化 重整过程中，将链烷烃和环烷烃重构以生产异构化的链烷烃和相对较 高辛烷值的芳烃。催化重整将低辛烷值正链烷烃转化为异链烷烃和环 烷烃。将环烷烃转化为高辛烷值的芳烃。由于在氢气存在下发生的逆 反应，芳烃基本上保持不变或者一些可以被氢化以形成环烷烃。
在某些实施方案中，氢化单元438的操作条件包括：反应温度(℃) 在约200-600、225-600、250-600、400-600、200-550、225-550、250-550 或400-550的范围内；且反应压力(barg)在约5-50、15-50、20-50、5-45、 15-45、20-45、30-50、30-45或30-50的范围内。氢化单元438是已 知的，并且可以包括但不限于基于可从Honeywell UOP,US；Axens, IFPGroup Technologies,FR；或GTC Technology US,LLC,US商购获 得的技术的系统。
在苯饱和单元438中提供有效量的具有合适水平的具有氢化官 能度的活性材料的催化剂。这种催化剂通常含有选自元素周期表 IUPAC第6至10族的金属或金属氧化物的一种或多种活性金属组分。 在某些实施方案中，活性金属组分是镍和铂中的一种或多种。通常将 活性金属组分沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形 硅铝土、沸石或其组合上。相对于苯饱和单元催化剂而言，基于新鲜 进料的有效液时空速值(h-1)在约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、 0.3-5.0、0.3-2.0、0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0或0.8-1.2的范围内。苯 饱和单元438中使用的合适氢化处理催化剂具有在约28-44、34-44、28-38或34-38个月范围内的预期寿命。
参考图17，示意性地描绘催化重整系统414的另一实施方案。 提供一系列的反应器414。将原料，氢化处理的石脑油412，与热的 重整产物流416进行热交换以增加进料的温度。加热的原料在包含重 整反应器414的一系列反应区(在示例性实施方案中示为区A-D)中处 理，但可以使用更少或更多个区。热的重整产物流416包含热产物氢 气和重整产物。
重整反应是吸热的，导致反应物和产物的冷却，需要在作为后续 重整反应器414的进料馈料之前，通常通过直接燃烧炉446加热流出 物。由于非常高的反应温度，催化剂颗粒通过在催化剂上形成焦炭而 失活，这减少了可用的表面积和用于接触反应物的活性位点。
热产物氢气和重整产物流416经过换热器，然后到达分离器418 以回收氢气流404和分离器底部物流420。回收的氢气流404被分开， 将其一部分压缩并再循环回到重整器反应器，和过量的氢气428。将 分离器底部物流420送到稳定器塔422以生产轻馏分流424和重整产 物流426。
如所示，将第一中间馏出物流118在煤油脱硫区170中处理以除 去不需要的硫化合物，这是众所周知的。处理过的煤油作为煤油燃料 产物172，例如符合Jet A或Jet A-1规格的喷气燃料，以及任选的其 他燃料产物回收。在本文的某些实施方案中，第一中间馏出物馏分 116的全部或一部分不用于燃料生产，而是用作馏出物加氢处理的进 料，以生产混合进料蒸汽裂解区230的额外进料。
例如，合适的煤油脱硫区170可以包括但不限于基于MeroxTM技 术(HoneywellUOP,US)、Sweetn’K技术(Axens,IFP Group Technologies,FR)或ThiolexTM技术(MerichemCompany,US)的系统。 这些类型的方法在商业上是公认的，并且众所周知适当的操作条件以 生产煤油燃料产物172和二硫化物油作为副产物。在某些煤油脱硫技 术中，将浸渍的碳用作催化剂以促进转化成二硫化物油。在某些实施 方案中，采用来自煤油脱硫区170和其他单元操作的酸性水的常规处 理来最大化工艺集成。
例如，煤油脱硫区的一种布置包括采用静电聚结器(例如，使用 10度波美(Baumé))进行煤油进料的苛性碱洗以去除残余H2S。含有有 效量的活性炭催化剂的反应器容器利用与苛性碱溶液结合的空气来 实现硫醇氧化成二硫化物。苛性碱在反应器的底部区段与处理过的煤 油分离。水洗后，煤油产物向上经过两个平行盐过滤器中的一个，以 除去游离水和一些可溶性水。煤油产物向下经过两个平行的粘土过滤 器中的一个，以除去固体、水分、乳液和表面活性剂，以确保煤油产 物满足雾度、颜色稳定性和水分离规格，例如，符合Jet A规范。
第二中间馏出物流120和第三中间馏出物流128在柴油氢化处理 区180中在有效量的自柴油氢化处理区180内再循环获得的氢气和补 给氢气186存在下处理。在某些实施方案中，补给氢气186的全部或 一部分来源于来自烯烃回收系列270的蒸汽裂解器产物氢气210流。 合适的氢化处理区180可以包括但不限于基于可从Honeywell UOP, US；ChevronLummus Global LLC(CLG),US；Axens,IFP Group Technologies,FR；Haldor Topsoe A/S,DK商购获得的技术；或得自 KBR,Inc,US和Shell Global Solutions,US联合技术的系统。
柴油氢化处理区180在有效除去显著量的硫和其他已知污染物 的条件下操作，例如，以满足柴油燃料产物182的必要硫规格，例如 符合Euro V柴油标准的柴油燃料。另外，氢化处理的石脑油馏分 184(有时称为野生石脑油)从柴油氢化处理区180回收，其作为多个蒸 汽裂解进料源之一导引到混合进料蒸汽裂解区230。流出物废气自柴 油氢化处理区180回收，并将其作为其他气流156的一部分通到烯烃 回收系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。液化石油气 可以从柴油氢化处理区180回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解 区、烯烃回收系列和/或饱和气体设备。在某些实施方案中，将氢化 处理的石脑油馏分184单独或与来自集成方法内的其他野生石脑油 馏分组合地导引通过原油复合体100。在将氢化处理的石脑油馏分 184导引通过原油复合体100的实施方案中，可以将柴油氢化处理区 180中生产的液化石油气的全部或一部分与氢化处理的石脑油馏分 184一起传送。在某些实施方案中，将野生石脑油184的全部、实质 部分或显著部分导引到混合进料蒸汽裂解区230(直接或通过原油复 合体100)。
柴油氢化处理区180可以任选地处理来自复合体内的其他馏分 (未示出)。在使用煤油脱硫区170的实施方案中，二硫化物油的全部 或一部分可以是柴油氢化处理区180的额外进料。此外，第一中间馏 出物馏分116的全部或一部分可以是柴油氢化处理区180的额外进 料。另外，可以将来自真空瓦斯油加氢处理区的馏出物的全部或一部 分和/或来自任选的真空渣油处理区的馏出物的全部或一部分导引到 柴油氢化处理区180。可以将未导引到柴油氢化处理区180的馏出物 的任何部分通到原油复合体100或导引到混合进料蒸汽裂解区230。 此外，可以将轻热解油的全部或一部分导引到柴油氢化处理区180。
在某些实施方案中，柴油氢化处理区180还处理来自高级烯烃流 体催化裂解区700的轻循环油708的至少一部分。可以将未导引到柴 油氢化处理区180的轻循环油708的任何部分任选地通到燃料油池和 /或在集成的瓦斯油加氢处理区中处理。例如，可以将不超过0-30、 0-25、0-20、5-30、5-25、5-20、10-30、10-25或10-20重量％的来自 高级烯烃流体催化裂解区700的总轻循环油708导引到柴油氢化处理 区180。
柴油氢化处理区180可以含有以串联和/或并联布置的一个或多 个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式反应 器。在某些实施方案中，柴油氢化处理区180含有具有三个催化剂床 并具有床间骤冷气体的层状床反应器，并采用具有位于氢化处理催化 剂床之间的加氢脱蜡催化剂层的层状催化剂体系。用于供给一个或多 个反应器并维持适当操作条件的包括交换器、熔炉、进料泵、骤冷泵 和压缩机的额外设备是众所周知的，并且被认为是柴油氢化处理区 180的一部分。此外，用于分离反应产物并提供在柴油氢化处理区180 内的氢气再循环的包括泵、压缩机、高温分离容器、低温分离容器等 的设备是众所周知的，并且被认为是柴油氢化处理区180的一部分。
在某些实施方案中，柴油氢化处理区180操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约296-453、296-414、296-395、336-453、 336-414、336-395、355-453、355-414、355-395或370-380的范围内；
反应器出口温度(℃)在约319-487、319-445、319-424、361-487、 361-445、361-424、382-487、382-445、382-424或400-406的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 271-416、271-379、271-361、307-416、307-379、307-361、325-416、 325-379、325-361或340-346的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约311-476、 311-434、311-414、352-476、352-434、352-414、373-476、373-434、 373-414或390-396的范围内；
反应入口压力(barg)在约48-72、48-66、48-63、54-72、54-66、 54-63、57-72、57-66或57-63的范围内；
反应出口压力(barg)在约44-66、44-60、44-58、49-66、49-60、 49-58、52-66、52-60或52-58的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约32-48、32-44、32-42、36-48、36-44、36-42、 38-48、38-44或38-42的范围内；
氢处理气体进料速率(标准升/升烃进料，SLt/Lt)高达约400、385、 353或337，在某些实施方案中为约256-385、256-353、256-337、 289-385、289-353、289-337、305-385、305-353或305-337；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约100、85、78或75，在某些 实施方案中为约57-85、57-78、57-75、64-85、64-78、64-75、68-85、 68-78或68-75；以及
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约110、108、100或95，在某些 实施方案中为约70-108、70-100、70-95、80-108、80-100、80-95、 85-108、85-100或85-95。
有效量的氢化处理催化剂提供在柴油氢化处理区180中，所述催 化剂包括具有氢化处理功能性并且通常含有选自元素周期表IUPAC 第6至10族的金属或金属化合物(氧化物或硫化物)的一种或多种活性 金属组分的那些。在某些实施方案中，活性金属组分是Co、Ni、W 和Mo中的一种或多种。通常将活性金属组分沉积或以其他方式结合 在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石或其组合上。柴油氢化 处理区180中使用的催化剂可以包括选自Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和 Co/Ni/Mo的一种或多种催化剂。也可以使用Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W 和Co/Ni/Mo中的一种或多种的组合。所述组合可以由含有单一活性 金属物质的不同颗粒或含有多种活性物质的颗粒组成。在某些实施方 案中，Co/Mo加氢脱硫催化剂是合适的。相对于氢化处理催化剂而言， 基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1)在约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、 0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0或0.8-1.2的范 围内。柴油氢化处理区180中使用的合适氢化处理催化剂具有在约 28-44、34-44、28-38或34-38个月范围内的预期寿命。
在某些实施方案中，还添加有效量的加氢脱蜡催化剂。在此类实 施方案中，有效的加氢脱蜡催化剂包括通常用于异构化和裂解链烷烃 进料以改善冷流性质的那些，诸如包含Ni、W的催化剂或分子筛或 其组合。包含Ni/W的催化剂、具有中等或大孔径的沸石或其组合以 及包含硅铝酸盐分子筛的催化剂如具有中等或大孔径的沸石是合适 的。有效的商业沸石包括例如ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、 ZSM-23、ZSM 35和β和Y型沸石。加氢脱蜡催化剂通常负载在氧化 物载体如Al2O3、SiO2、ZrO2、沸石、沸石-氧化铝、氧化铝-二氧化硅、氧化铝-二氧化硅-沸石、活性炭及其混合物上。相对于加氢脱蜡催化 剂而言，基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1)在约0.1-12.0、0.1-8.0、 0.1-4.0、0.5-12.0、0.5-8.0、0.5-4.0、1.0-12.0、1.0-8.0、1.0-4.0或1.6-2.4 的范围内。柴油氢化处理区180中使用的合适加氢脱蜡催化剂具有在 约28-44、34-44、28-38或34-38个月范围内的预期寿命。
在高容量操作中，利用两个或更多个并联的反应器系列。在这样 的实施方案中，柴油氢化处理区180中的流在进料泵进入平行系列之 后分开，其中每个系列含有进料/流出物换热器、进料加热器、反应 器和热分离器。每个反应器含有三个具有床间骤冷气体的催化剂床。 使用具有位于氢化处理催化剂床之间的加氢脱蜡催化剂层的层状催 化剂体系。这些系列在热分离器后重新组合。将来自热分离器的顶部 物组合并通到冷分离器。将来自热分离器和冷分离器的底部物通到产 物汽提器以生产稳定的超低硫柴油和野生石脑油。使来自冷分离器的 顶部物经受吸收和胺洗涤。将再循环氢气回收，并将其作为处理气体 和骤冷气体(与补给氢气一起)通到反应区。
来自真空蒸馏区160的VGO 162(或单独的LVGO和HVGO馏分) 在有效量的从瓦斯油加氢处理区内的再循环获得的氢气和补给氢气 302存在下在瓦斯油加氢处理区300(图12])或320(图13])中处理。在 某些实施方案中，补给氢气302的全部或一部分来源于来自烯烃回收 系列270的蒸汽裂解器氢气流210。在某些实施方案(图12和图13中未示出)中，重中间馏出物馏分的全部或一部分，诸如第三中间馏 出物馏分126，例如来自常压蒸馏区110的常压瓦斯油也可以在瓦斯 油加氢处理区中处理，例如，全范围AGO，或其馏分，诸如第四中 间馏出物流130，诸如常压重瓦斯油。此外，可以将第三中间馏出物 馏分126的一部分导引到瓦斯油加氢处理区，而将剩余部分导引到高 级烯烃流体催化裂解区700，而不经过真空瓦斯油加氢处理区。
根据本文的方法，瓦斯油加氢处理操作的苛刻度可以用于调节来 自整个复合体的烯烃和芳族化学品的相对收率，并改善裂解重进料的 经济阈值。瓦斯油加氢处理区作为化学品收率控制机制的该应用在工 业中并不常见，其中燃料产品通常是产品目标。
在氢化处理操作模式中，如图12所示，真空瓦斯油氢化处理区 300在合适的氢化处理条件下操作，并且通常生产废气和轻馏分(未示 出)、野生石脑油流306和氢化处理的瓦斯油304。流出物废气自瓦斯 油氢化处理区300回收，并将其作为其他气流156的一部分通到烯烃 回收系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。液化石油气 可以从瓦斯油氢化处理区300回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解 区、烯烃回收系列和/或饱和气体设备。将石脑油馏分306导引到混 合进料蒸汽裂解区230。在某些实施方案中，将氢化处理的石脑油馏 分306单独或与来自集成方法内的其他野生石脑油馏分组合地导引 通过原油复合体100。在将氢化处理的石脑油馏分306导引通过原油 复合体100的实施方案中，可以将瓦斯油氢化处理区300中生产的液 化石油气的全部或一部分与氢化处理的石脑油馏分306一起传送。将 氢化处理的瓦斯油304导引到高级烯烃流体催化裂解区700。在某些 实施方案中，如下面描述的图10所示，除了氢化处理的石脑油馏分 306之外或与其结合，将来自瓦斯油氢化处理区300的氢化处理的馏 出物和石脑油的全部或一部分通到柴油氢化处理区180。
瓦斯油氢化处理区300通常在有效除去显著量的硫和其他已知 污染物并且将VGO162进料有效转化成通到高级烯烃流体催化裂解 区700的氢化处理的瓦斯油304的主要部分以及馏出物和氢化处理的 石脑油308的次要部分的条件下操作。氢化处理的瓦斯油馏分304通 常含有处于或高于AGO、H-AGO或VGO范围的真空瓦斯油氢化处 理器300流出物的一部分。
例如，合适的瓦斯油氢化处理区300可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；Axens, IFP Group Technologies,FR；或ShellGlobal Solutions,US商购获得的 技术的系统。
瓦斯油氢化处理区300可以含有串联和/或并联布置的一个或多 个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式反应 器。用于供给一个或多个反应器并维持适当操作条件的包括交换器、 熔炉、进料泵、骤冷泵和压缩机的额外设备是众所周知的，并且被认 为是瓦斯油氢化处理区300的一部分。此外，用于分离反应产物并提 供在柴油氢化处理区300内的氢气再循环的包括泵、压缩机、高温分 离容器、低温分离容器等的设备是众所周知的，并且被认为是瓦斯油 氢化处理区300的一部分。
在瓦斯油氢化处理区300中提供有效量的催化剂，包括具有用于 加氢脱硫和加氢脱氮的氢化处理功能性的催化剂。这种催化剂通常含 有选自元素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属化合物(氧化物 或硫化物)的一种或多种活性金属组分。在某些实施方案中，活性金 属组分是Co、Ni、W和Mo中的一种或多种。通常将活性金属组分 沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石 或其组合上。在某些实施方案中，瓦斯油氢化处理区300中使用的催 化剂包括选自Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo的一种或多种床。也可以使用Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo的一种或多种床的组 合。所述组合可以由含有单一活性金属物质的不同颗粒或含有多种活 性物质的颗粒组成。在某些实施方案中，Co/Mo催化剂和Ni/Mo催 化剂的组合对加氢脱硫和加氢脱氮是有效的。可以提供一个或多个反应器系列，在每个系列的不同反应器中具有不同的催化剂。例如，第 一反应器包括Co/Mo催化剂，且第二反应器包括Ni/Mo催化剂。瓦 斯油氢化处理区300中使用的合适催化剂具有在约28-44、28-38、 34-44或34-38个月范围内的预期寿命。
在某些实施方案中，瓦斯油氢化处理区300操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约324-496、324-453、324-431、367-496、 367-453、367-431、389-496、389-453、389-431或406-414的范围内；
反应器出口温度(℃)在约338-516、338-471、338-449、382-516、 382-471、382-449、404-516、404-471、404-449或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 302-462、302-422、302-402、342-462、342-422、342-402、362-462、 362-422、362-402或378-384的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约333-509、 333-465、333-443、377-509、377-465、377-443、399-509、399-465、 399-443或416-424的范围内；
反应入口压力(barg)在约91-137、91-125、91-119、102-137、 102-125、102-119、108-137、108-125、108-119或110-116的范围内；
反应出口压力(barg)在约85-127、85-117、85-111、96-127、96-117、 96-111、100-127、100-117或100-111的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约63-95、63-87、63-83、71-95、71-87、71-83、 75-95、75-87、75-83或77-81的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约525、510、465或445，在某 些实施方案中为约335-510、335-465、335-445、380-510、380-465、 380-445、400-510、400-465或400-445；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约450、430、392或375，在某 些实施方案中为约285-430、285-392、285-375、320-430、320-392、 320-375、338-430、338-392或338-375；
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约220、200、180或172，在某些 实施方案中为约130-200、130-180、130-172、148-200、148-180、 148-172、155-200、155-180或155-172；以及
相对于氢化处理催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、 0.4-5.0、0.4-3.0或0.5-2.5的范围内。
在瓦斯油氢化处理区300中提供有效量的催化剂，包括具有用于 加氢脱硫和加氢脱氮的氢化处理功能性的催化剂。这种催化剂通常含 有选自元素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属化合物(氧化物 或硫化物)的一种或多种活性金属组分。在某些实施方案中，活性金 属组分是Co、Ni、W和Mo中的一种或多种。通常将活性金属组分 沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石 或其组合上。在某些实施方案中，瓦斯油氢化处理区300中使用的催 化剂包括选自Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo的一种或多种床。也可以使用Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo的一种或多种床的组 合。所述组合可以由含有单一活性金属物质的不同颗粒或含有多种活 性物质的颗粒组成。在某些实施方案中，Co/Mo催化剂和Ni/Mo催 化剂的组合对加氢脱硫和加氢脱氮是有效的。可以提供一个或多个反应器系列，在每个系列的不同反应器中具有不同的催化剂。例如，第 一反应器包括Co/Mo催化剂，且第二反应器包括Ni/Mo催化剂。相 对于氢化处理催化剂而言，基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1)在约 0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、0.4-5.0、 0.4-3.0或0.5-2.5的范围内。瓦斯油氢化处理区300中使用的合适催 化剂具有在约28-44、28-38、34-44或34-38个月范围内的预期寿命。
在上述条件和催化剂选择下，来自瓦斯油氢化处理区300的示例 性产物包括1-30、5-30、2-27或5-27重量％的沸点处于或低于常压渣 油终沸点如370℃下的流出物(相对于瓦斯油氢化处理区300的进料 而言)，包括LPG、煤油、石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余的 底部馏分是氢化处理的瓦斯油馏分，其全部或部分可以有效地集成为 如本文所述的瓦斯油蒸汽裂解区250的进料。
在额外的实施方案中，瓦斯油氢化处理区300可以在对进料调节 有效并且使蒸汽裂解器复合体中石油化学品的目标转化最大化的条 件下操作。因此，在某些实施方案中，选择苛刻条件以实现与用于常 规炼油厂操作的那些目标不同的目标。也就是说，虽然典型的VGO 氢化处理在较少强调保持液体产物收率的情况下操作，但在本实施方 案中，VGO氢化处理操作用以生产更高收率的较轻产物，其被有意 地回收以使化学品收率最大化。在使石油化学品的转化最大化的实施 方案中，瓦斯油氢化处理区300操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约461-496、461-473、485-496或473-485 的范围内；
反应器出口温度(℃)在约480-516、480-489、489-495或495-516 的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 430-462、430-440、440-450或450-462的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约473-509、 484-495、473-484或495-509的范围内；
反应入口压力(barg)在约110-137、113-137、110-120、120-129 或129-137的范围内；
反应出口压力(barg)在约104-118、104-108、112-118或108-112 的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约76-95、76-83、83-89或89-95的范围内；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约525、485、490或520，在某 些实施方案中为约474-520、474-488、488-500或500-520；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约450、441、416或429，在某 些实施方案中为约400-441、400-415、415-430或430-441；
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约220、200、207或214，在某些 实施方案中为约186-200、190-200、186-190、190-195或195-200； 以及
相对于氢化处理催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.5-0.7、0.5-0.55、0.55-0.6、0.6-0.65、0.65-0.7的范围内。
在上述条件和催化剂选择下，来自在对进料调节有效并且使蒸汽 裂解器复合体中石油化学品的目标转化最大化的条件下操作的瓦斯 油氢化处理区300的示例性产物包括20-30、22-28、23-27或24-26 重量％的沸点处于或低于常压渣油终沸点如370℃下的流出物(相对 于瓦斯油氢化处理区300的进料而言)，包括LPG、煤油、石脑油和 常压瓦斯油范围的组分。剩余的底部馏分是氢化处理的瓦斯油馏分， 其全部或部分可以有效地集成为如本文所述的瓦斯油蒸汽裂解区250 的进料。
在某些实施方案中，瓦斯油氢化处理区300含有一个或多个反应 器系列，第一反应器具有两个具有包括床间骤冷流的两个骤冷流的催 化剂床，且第二反应器(滞后反应器)具有一个具有骤冷流的催化剂床。 在高容量操作中，利用两个或更多个并联的反应器系列。在这样的实 施方案中，柴油氢化处理区300中的流在进料泵进入平行系列之后分开，其中每个系列含有进料/流出物换热器、进料加热器、反应器和 热分离器。这些系列在热分离器后重新组合。将来自热分离器的顶部 物组合并通到冷分离器。将来自热分离器的底部物通到热闪蒸鼓。将 来自冷分离器的底部物和来自热闪蒸鼓的顶部物通到低压闪蒸鼓以 除去废气。将热闪蒸液体底部物和低压闪蒸底部物通到汽提塔以回收 氢化处理的瓦斯油和野生石脑油。使来自冷分离器的顶部物经受吸收 和胺洗涤。将再循环氢气回收，并将其作为处理气体和骤冷气体(与 补给氢气一起)通到反应区。
图13描绘用于处理真空瓦斯油的加氢裂解操作模式。加氢裂解 方法在大量的石油精炼厂中在商业上使用。它们用于在常规加氢裂解 单元中处理沸点高于常压瓦斯油范围(例如，在约370℃至520℃的范 围内)的各种进料并且在渣油加氢裂解单元中处理沸点高于真空瓦斯 油范围(例如，高于约520℃)的各种进料。通常，加氢裂解方法使进 料的分子分成具有更高平均挥发性和经济价值的更小的(即，更轻的) 分子。另外，加氢裂解方法通常通过增加氢碳比且通过除去有机硫和 有机氮化合物来改善烃原料的质量。来源于加氢裂解方法的显著经济 益处引起工艺改善和更活泼催化剂的实质性发展。
三种主要的加氢裂解工艺方案包括单段一次通过加氢裂解、有或 没有再循环的串流加氢裂解以及两段再循环加氢裂解。单段一次通过 加氢裂解是加氢裂解器配置中最简单的并且通常在比氢化处理工艺 苛刻且不如传统的高压加氢裂解工艺苛刻的操作条件下发生。其使用 一个或多个反应器进行处理步骤和裂解反应，因此催化剂必须能够实 现氢化处理和加氢裂解两者。该配置是成本有效的，但通常产生相对 低的产物收率(例如，最大转化率为约50重量％)。单段加氢裂解通常 设计成使得经单一或双催化剂体系的中间馏出物收率最大化。双催化 剂体系可以用于堆叠床配置或两个不同的反应器中。将流出物通到分 馏器塔以分离H2S、NH3、轻气体(C1-C4)、石脑油和沸点在包括和低 于常压瓦斯油范围馏分的温度范围内(例如在36℃至370℃的温度范 围)的柴油产品。沸点高于常压瓦斯油范围(例如，370℃)的烃通常是 未转化的油。这些未再循环的未转化油的任何部分是从瓦斯油加氢裂 解区320中的底部馏分中作为富氢的排出物流抽出的，并且有效地集 成为如本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700的进料。在某些实施 方案中，未转化的油可以在润滑油生产单元(未示出)中处理。
瓦斯油加氢裂解区320在温和、中等或苛刻的加氢裂解条件下操 作，并且通常生产废气和轻馏分(未示出)、野生石脑油流326、柴油 燃料馏分322和未转化的油馏分324。流出物废气自瓦斯油氢化处理 区300回收，并将其作为其他气流156的一部分通到烯烃回收系列、 饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。液化石油气可以从瓦斯 油加氢处理区320回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、烯烃回 收系列和/或饱和气体设备。将石脑油馏分326导引到混合进料蒸汽 裂解区230。在某些实施方案中，将石脑油馏分326单独或与来自集 成方法内的其他野生石脑油馏分组合地导引通过原油复合体100。在 将石脑油馏分326导引通过原油复合体100的实施方案中，可以将瓦 斯油加氢裂解区320中生产的液化石油气的全部或一部分与石脑油 馏分326一起传送。将未转化的油馏分324导引到高级烯烃流体催化 裂解区700。柴油燃料馏分322作为例如符合Euro V柴油标准的燃料 回收，并且可以与来自柴油氢化处理区180的柴油燃料馏分182组合。 真空瓦斯油加氢裂解器320可以在温和、中等或苛刻的条件下操作， 这取决于包括原料和所需转化程度的因素
汽油加氢裂解区320可以在温和、中等或苛刻的条件下操作，这 取决于包括原料和所需转化程度的因素。这些条件对于除去大量硫和 其他已知污染物以及将一种或多种进料转化为加氢裂解产物的主要 部分以及废气、轻馏分和通到高级烯烃流体催化裂解区700的未转化 产物的次要部分而言是有效的。
例如，合适的真空瓦斯油加氢裂解器区320可以包括但不限于基 于可从Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US； Axens,IFP GroupTechnologies,FR；或Shell Global Solutions,US商购 获得的技术的系统。
瓦斯油加氢裂解区320可以含有串联和/或并联布置的一个或多 个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式反应 器。用于供给一个或多个反应器并维持适当操作条件的包括交换器、 熔炉、进料泵、骤冷泵和压缩机的额外设备是众所周知的，并且被认 为是瓦斯油加氢裂解区320的一部分。此外，用于分离反应产物并提 供在柴油加氢裂解区320内的氢气再循环的包括泵、压缩机、高温分 离容器、低温分离容器等的设备是众所周知的，并且被认为是瓦斯油 加氢裂解区320的一部分。
具有或不具有再循环的串流加氢裂解是最常用的配置之一。其使 用一个反应器(含有处理催化剂和裂解催化剂两者)或两个或更多个反 应器以用于处理和裂解反应步骤。在串流配置中，将包括轻气体(通 常为C1-C4、H2S、NH3)和所有剩余烃的来自第一反应区的整个加氢 裂解产物流送到第二反应区。将来自分馏器塔的未转化的塔底物再循 环回第一反应器中以进一步裂解。该配置将重原油馏分如真空瓦斯油 转化为轻产物，并且具有使石脑油、煤油和/或柴油范围的烃的收率 最大化的潜力，这取决于蒸馏区段中使用的再循环分馏点。
两段再循环加氢裂解使用两个反应器，并且将来自分馏塔的未转 化的塔底物通到第二反应器以进一步裂解。由于第一反应器完成氢化 处理和加氢裂解两者，因此第二反应器的进料实际上不含氨和硫化 氢。这容许使用易受硫或氮化合物中毒的高性能沸石催化剂。
有效的加氢裂解催化剂含有基于催化剂重量计约5-40重量％的 选自元素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属化合物(氧化物或 硫化物)的一种或多种活性金属组分。在某些实施方案中，活性金属 组分是Mo、W、Co或Ni中的一种或多种。通常将活性金属组分沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石或 其组合上。在某些实施方案中，单独或与上述金属组合，Pt族金属如 Pt和/或Pd可以作为氢化组分存在，其通常以基于催化剂的重量计约 0.1-2重量％的量存在。合适的加氢裂解催化剂具有在约18-30、22-30、 18-26或22-26个月范围内的预期寿命。
来自瓦斯油加氢裂解区320的示例性产物包括27-99、27-90、 27-82、27-80、27-75、27-52、27-48、30-99、30-90、30-82、30-80、 30-75、30-52、30-48、48-99、48-90、48-82、48-80、48-75、48-52、 78-99、78-90、78-85、80-90或80-99重量％的沸点处于或低于常压渣油终沸点如370℃下的流出物(相对于瓦斯油加氢裂解区320的进 料而言)，包括LPG、煤油、石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余 的塔底馏分是未转化的油馏分，其全部或一部分可以有效地集成为如 本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700的进料。
图18示意性地描绘包括反应区332和分馏区342的单程单反应 器加氢裂解区330的实施方案，其可以作为温和转化或部分转化的加 氢裂解器。
反应区332通常包括与初始原料源334和氢气源338流体连通的 一个或多个入口。排出流出物流340的反应区332的一个或多个出口 与分馏区342的一个或多个入口流体连通(通常在其间包括一个或多 个高压和/或低压分离工段以回收再循环氢气，未示出)。
分馏区342包括用于排出通常为H2、H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的 气体344的一个或多个出口；用于回收诸如中间馏出物石脑油和沸点 在包括和低于常压瓦斯油范围馏分的温度范围内(例如在36℃至 370℃的温度范围内)的柴油产品的产物346的一个或多个出口；和用 于排出包括沸点高于常压瓦斯油范围(例如370℃)的烃的底部物348 的一个或多个出口。在某些实施方案中，底部物348的温度分馏点(以 及相应地，产物346的终点)是对应于下游操作的所需汽油、煤油和/ 或柴油产品沸点范围的温度上限的范围。
在单程单反应器加氢裂解区330的操作中，将原料流334和氢气 流338装入反应区332。氢气流338是支持必要程度的加氢裂解、进 料类型和其他因素的有效量的氢气，并且可以是包括来自与反应区 332相关的任选气体分离子系统(未示出)和来源于分馏器气流344的 再循环氢气336和(如果需要)补给氢气302的任何组合。在某些实施 方案中，反应区可以含有多个催化剂床，并且可以在床之间接收一个 或多个骤冷氢气流(未示出)。
反应流出物流340含有转化的烃、部分转化的烃和未转化的烃。 将反应流出物流340通到分馏区342(任选地在一个或多个高压和低 压分离工段以回收循环氢气之后)，通常回收气体和液体产物和副产 物344、346，并分离底部馏分348。将该物流348导引到如本文所述 的高级烯烃流体催化裂解区700。
将通常含有H2、H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的气流344排出并回收， 并且可以进一步处理。流出物废气作为其他气流156的一部分通到烯 烃回收系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。可以将液 化石油气回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、烯烃回收系列和 /或饱和气体设备。一种或多种裂解产物流346通过分馏器的适当出 口排出，并可以在下游炼油厂操作中进一步处理和/或调和，以生产 汽油、煤油和/或柴油燃料，或者其他石油化学品。
在某些实施方案(未示出)中，分馏区342可以作为闪蒸容器操作 以在合适的分馏点分离重组分，例如，所述分馏点对应于用于下游操 作的所需汽油、煤油和/或柴油产品的上限温度范围的范围。在某些 实施方案中，合适的分馏点在350℃至450℃、360℃至450℃、370℃ 至450℃、350℃至400℃、360℃至400℃、370℃至400℃、350℃至 380℃、或360℃至380℃的范围内。将该分馏点以上的物流导引到如 本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700。
例如，合适的单程单反应器加氢裂解区330可以包括但不限于基 于可从Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US； Axens,IFP GroupTechnologies,FR；或Shell Global Solutions,US商购 获得的技术的系统。
在单程单反应器加氢裂解区330中的反应器布置可以含有一个 或多个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式 反应器，它们可以平行布置。单程单反应器加氢裂解区330可以以温 和加氢裂解操作模式或部分转化操作模式操作。用于供给一个或多个 反应器并维持适当操作条件的包括交换器、熔炉、进料泵、骤冷泵和 压缩机的额外设备是众所周知的，并且被认为是单程单反应器加氢裂 解区330的一部分。此外，用于分离反应产物并提供在单程单反应器 加氢裂解区330内的氢气再循环的包括泵、压缩机、高温分离容器、 低温分离容器等的设备是众所周知的，并且被认为是单程单反应器加 氢裂解区330的一部分。
在某些实施方案中，使用单程(单段无再循环)配置并以温和加氢 裂解模式操作的加氢裂解区330中的一个或多个反应器的操作条件 包括：
反应器入口温度(℃)在约329-502、329-460、329-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约338-516、338-471、338-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约108-161、108-148、108-141、121-161、 121-148、121-141、128-161、128-148、128-141或131-137的范围内；
反应出口压力(barg)在约100-150、100-137、100-130、112-150、 112-137、112-130、118-150、118-137或118-130的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约77-116、77-106、77-101、87-116、87-106、 87-101、92-116、92-106、92-101或94-98的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约530、510、470或450，在某 些实施方案中为约340-510、340-470、340-450、382-510、382-470、 382-450、400-510、400-470、400-450或410-440；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约470、427、391或356，在某 些实施方案中为约178-427、178-214、178-356、214-321或178-391；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约225、215、200或190，在某些实施 方案中为约143-215、143-200、143-190、161-215、161-200、161-190、 170-215、170-200或170-190；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、 0.4-5.0或0.5-3.0的范围内。
在上述条件和催化剂选择下，来自在温和加氢裂解操作模式下操 作的单程单反应器加氢裂解区330的示例性产物包括27-52、27-48、 30-50或30-52重量％的沸点处于或低于常压渣油终沸点如370℃下的 流出物(相对于瓦斯油氢化处理区330的进料而言)，包括LPG、煤油、 石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余的塔底馏分是未转化的油馏 分，其全部或一部分可以有效地集成为如本文所述的高级烯烃流体催 化裂解区700的进料。
在某些实施方案中，使用单程(单段无再循环)配置并以部分转化 模式操作的加氢裂解区330中的一个或多个反应器的操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约340-502、340-460、340-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约350-516、350-471、350-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约100-165、100-150、100-140、120-165、 120-140、130-165、130-150或130-140的范围内；
反应出口压力(barg)在约92-150、92-137、92-130、112-150、 112-127、112-130、118-140、118-130的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约80-120、80-106、80-101、90-120、90-106、 90-101、100-120或100-115的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约677、615、587或573，在某 些实施方案中为约503-615、503-587、503-573、531-615、531-587、 531-573、545-615、545-587或545-573；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约614、558、553或520，在某 些实施方案中为约457-558、457-533、457-520、482-558、482-533、 482-520、495-558、495-533或495-520；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约305、277、264或252，在某些实施 方案中为约204-277、204-264、204-252、216-277、216-264、216-252、 228-277、228-264或228-252；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、 0.4-5.0、0.4-2.0或0.5-3.0的范围内。
在上述条件和催化剂选择下，来自作为部分转化加氢裂解器操作 的单程单反应器加氢裂解区330的示例性产物包括48-82、50-80、 48-75、50-75重量％的沸点处于或低于常压渣油终沸点如370℃下的 流出物(相对于瓦斯油氢化处理区330的进料而言)，包括LPG、煤油、 石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余的塔底馏分是未转化的油馏 分，其全部或一部分可以有效地集成为如本文所述的高级烯烃流体催 化裂解区700的进料。
图19示意性地描绘串流加氢裂解区350的另一个实施方案，其 作为串联流加氢裂解系统操作，具有到第一反应器区、第二反应器区 或者第一反应器区和第二反应器区两者的再循环。通常，串流加氢裂 解区350包括第一反应区352、第二反应区358和分馏区342。
第一反应区352通常包括与初始原料源334、氢气源338，以及 在某些实施方案中包含分馏区342底部物流348的全部或一部分和任 选的分馏区342产物流362的一部分的再循环流364a流体连通的一 个或多个入口。排出流出物流354的第一反应区352的一个或多个出 口与第二反应区358的一个或多个入口流体连通。在某些实施方案 中，将流出物354通到第二反应区358，而不分离任何过量的氢气和 轻气体。在任选的实施方案中，在第一反应区352和第二反应区358 之间提供用于回收再循环氢气的一个或多个高压和低压分离工段(未 示出)。
第二反应区358通常包括与第一反应区352的一个或多个出口， 任选地额外氢气源356，且在某些实施方案中，包含分馏区342底部 物流348的全部或一部分和任选地分馏区342产物流362的一部分的 再循环流364b流体连通的一个或多个入口。排出流出物流360的第 二反应区358的一个或多个出口与分馏区342的一个或多个入口流体 连通(任选地在其间具有用于回收再循环氢气的一个或多个高压和/或 低压分离工段，未示出)。
分馏区342包括用于排出通常为H2、H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的 气体344的一个或多个出口；用于回收诸如中间馏出物石脑油和沸点 在包括和低于常压瓦斯油范围馏分的温度范围内(例如在36℃至 370℃的温度范围内)的柴油产品的产物346的一个或多个出口；和用 于排出包括沸点高于常压瓦斯油范围(例如，约370℃)的烃的底部物 348的一个或多个出口，在不以100％再循环操作的过程中从中获得 排出流368。在某些实施方案中，底部物348的温度分馏点(以及相应 地，产物346的终点)是对应于下游操作的所需汽油、煤油和/或柴油 产品沸点范围的温度上限的范围。
在系列流动加氢裂解区350的操作中，将原料流334和氢气流 338装入第一反应区352。氢气流338是支持必要程度的加氢裂解、 进料类型和其他因素的有效量的氢气，并且可以是包括来自与反应区 352和358相关的任选气体分离子系统(未示出)和/或来源于分馏器气 流344的再循环氢气336和补给氢气302的任何组合。在某些实施方 案中，反应区可以含有多个催化剂床，并且可以在床之间接收一个或 多个骤冷氢气流(未示出)。
第一反应区352在生产反应流出物流354的有效条件下操作，将 反应流出物流354通到第二反应区358(任选地在一个或多个高压和 低压分离工段以回收再循环氢气之后)，任选地还有额外的氢气流 356。第二反应区358在有效生产反应流出物流360的条件下操作， 反应流出物流360含有转化的烃、部分转化的烃和未转化的烃。
将反应流出物流360通到分馏区342中，一般用以回收气体和液 体产物和副产物344、346，并分离底部馏分348。将底部馏分348的 一部分，物流368导引到如本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700。
将通常含有H2、H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的气流344排出并回收， 并且可以进一步处理。流出物废气作为其他气流156的一部分通到烯 烃回收系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。可以将液 化石油气回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、烯烃回收系列和 /或饱和气体设备。一种或多种裂解产物流346通过分馏器的适当出 口排出，并可以在下游炼油厂操作中进一步处理和/或调和，以生产 汽油、煤油和/或柴油燃料，或者其他石油化学品。在某些实施方案 中，来源于一种或多种裂解产物流346的柴油馏分362可以与再循环 物流集成到反应器中。这种集成增加由产物流346生产柴油燃料或石 油化学品之间的配置的灵活性。
在某些实施方案(未示出)中，分馏区342可以作为闪蒸容器操作 以在合适的分馏点分离重组分，例如，所述分馏点对应于用于下游操 作的所需汽油、煤油和/或柴油产品的上限温度范围的范围。在某些 实施方案中，合适的分馏点在350℃至450℃、360℃至450℃、370℃ 至450℃、350℃至400℃、360℃至400℃、370℃至400℃、350℃至 380℃、或360℃至380℃的范围内。将该分馏点以上的物流导引到如 本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700。
将来自反应流出物的分馏器底部物流348的全部或一部分再循 环至第一或第二反应区352和/或358(物流364a和/或364b)。在某些 实施方案中，来自反应流出物的分馏器底部物的一部分作为排出流 368除去。排出流368可以占分馏器底部物348的约0体积％至10 体积％、1体积％至10体积％、1体积％至5体积％或1体积％至3体 积％。将该物流368导引到如本文所述的高级烯烃流体催化裂解区 700。
因此，分馏器底部物流348的全部或一部分作为物流364b再循 环到第二反应区358，作为物流364a再循环到第一反应区352，或者 再循环到第一反应区352和第二反应区358两者。例如，再循环到区 352的物流364a占物流348的0体积％至100体积％，在某些实施方 案中，0体积％至约80体积％，并且在另外的实施方案中，0体积％ 至约50体积％，并且再循环到区358的物流364b占物流348的0体 积％至100体积％，在某些实施方案中，0体积％至约80体积％，并 且在其他实施方案中，0体积％至约50体积％。在某些实施方案中，其中再循环为100体积％或接近100体积％，未转化的油的再循环增 加适合作为混合进料蒸汽裂解区230的进料的产物的收率。
例如，合适的串流加氢裂解区350可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；Axens, IFP Group Technologies,FR；或ShellGlobal Solutions,US商购获得的 技术的系统。
在串流加氢裂解区350中的反应器布置可以含有一个或多个固 定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式反应器， 它们可以平行布置。用于供给一个或多个反应器并维持适当操作条件 的包括交换器、熔炉、进料泵、骤冷泵和压缩机的额外设备是众所周 知的，并且被认为是串流加氢裂解区350的一部分。此外，用于分离 反应产物并提供在串流加氢裂解区350内的氢气再循环的包括泵、压 缩机、高温分离容器、低温分离容器等的设备是众所周知的，并且被 认为是串流加氢裂解区350的一部分。
在某些实施方案中，在使用以部分转化操作模式操作的单程串联 配置的加氢裂解区350中的一个或多个第一反应器的操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约340-502、340-460、340-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约350-516、350-471、350-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约100-165、100-150、100-140、120-165、 120-140、130-165、130-150或130-140的范围内；
反应出口压力(barg)在约92-150、92-137、92-130、112-150、 112-127、112-130、118-140、118-130的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约80-120、80-106、80-101、90-120、90-106、 90-101、100-120或100-115的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约668、607、580或566，在某 些实施方案中为约497-607、497-580、497-566、525-607、525-580、 525-566、538-607、538-580或538-566；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约819、744、711或694，在某 些实施方案中为约609-744、609-711、609-694、643-744、643-711、 643-694、660-744、660-711或660-694；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约271、246、235或224，在某些实施 方案中为约182-246、182-235、182-224、192-246、192-235、192-224、 203-246、203-235或203-224；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、 0.4-5.0、0.4-2.0或0.5-1.5的范围内。
在某些实施方案中，在使用以部分转化操作模式操作的单程串联 配置的加氢裂解区350中的一个或多个第二反应器的操作条件包括：
在某些实施方案中，使用单程配置操作条件的部分转化加氢裂解 包括：
反应器入口温度(℃)在约340-502、340-460、340-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约350-516、350-471、350-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约90-150、90-130、90-140、110-150、 110-130、110-145或130-150的范围内；
反应出口压力(barg)在约85-140、85-127、100-140、112-130、 112-140或118-130的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约80-130、80-120、80-101、90-130、90-120、 90-101、100-130或100-115的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约890、803、767或748，在某 些实施方案中为约657-803、657-767、657-748、694-803、694-767、 694-748、712-803、712-767或712-748；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约850、764、729或712，在某 些实施方案中为约625-764、625-729、625-712、660-764、660-729、 660-712、677-764、677-729或677-712；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约372、338、323或309，在某些实施 方案中为约250-338、250-323、250-309、264-338、264-323、264-309、 279-338、279-323或279-309；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、1.0-5.0、2.0-4.0或 1.0-3.0的范围内。
在上述条件和催化剂选择下，来自使用单程配置的部分转化加氢 处理器的示例性产物包括48-82、50-80、48-75或50-75重量％的沸点 处于或低于常压渣油终沸点如370℃下的流出物，包括LPG、煤油、 石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余的塔底馏分是未转化的油馏 分，其全部或一部分可以有效地集成为如本文所述的高级烯烃流体催 化裂解区700的进料。
图20示意性地描绘集成加氢裂解单元操作两段再循环加氢裂解 区370的另一个实施方案，其作为具有再循环的两段加氢裂解系统操 作。通常，加氢裂解区370包括第一反应区372、第二反应区382和 分馏区342。
第一反应区372通常包括与初始原料源334和氢气源338流体连 通的一个或多个入口。排出流出物流374的第一反应区372的一个或 多个出口与分馏区342的一个或多个入口流体连通(任选地在其间具 有用于回收再循环氢气的一个或多个高压和/或低压分离工段，未示 出)。
分馏区342包括用于排出通常为H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的气体 344的一个或多个出口；用于回收诸如石脑油和沸点在包括和低于常 压瓦斯油范围馏分的温度范围内(例如在36℃至370℃的温度范围内) 的柴油产品的产物346的一个或多个出口；和用于排出包括沸点高于 常压瓦斯油范围(例如，约370℃)的烃的底部物348的一个或多个出 口，在不以100％再循环操作的过程中从中获得排出流368。在某些 实施方案中，底部物348的温度分馏点(以及相应地，产物346的终 点)是对应于下游操作的所需汽油、煤油和/或柴油产品沸点范围的温 度上限的范围。
分馏区342底部出口与用于再循环来源于底部物流348的物流 348a的第二反应区382的一个或多个入口流体连通。再循环流348a 可以是底部物流348的全部或一部分。在某些任选的实施方案(如图 20中的虚线所指示)中，部分348b与第一反应区372的一个或多个入 口流体连通。
第二反应区382通常包括与底部物348的分馏区342底部出口部 分348a和氢气源384流体连通的一个或多个入口。排出流出物流386 的第二反应区382的一个或多个出口与分馏区342的一个或多个入口 流体连通(任选地在其间具有用于回收再循环氢气的一个或多个高压 和/或低压分离工段，未示出)。
在两段加氢裂解区370的操作中，将原料流334和氢气流338装 入第一反应区372。氢气流338是支持必要程度的加氢裂解、进料类 型和其他因素的有效量的氢气，并且可以是包括来自与反应区372和 382相关的任选气体分离子系统(未示出)和/或来源于分馏器气流344 的再循环氢气336和补给氢气302的任何组合。在某些实施方案中， 反应区可以含有多个催化剂床，并且可以在床之间接收一个或多个骤 冷氢气流(未示出)。
第一反应区372在生产反应流出物流374的有效条件下操作，将 反应流出物流374通到分馏区342(任选地在一个或多个高压和低压 分离工段以回收再循环氢气之后)，通常回收气体和液体产物以及副 产物，且分离底部馏分。
将通常含有H2、H2S、NH3和轻烃(C1-C4)的气流344排出并回收， 并且可以进一步处理。流出物废气作为其他气流156的一部分通到烯 烃回收系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。可以将液 化石油气回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、烯烃回收系列和 /或饱和气体设备。一种或多种裂解产物流346通过分馏器的适当出 口排出，并可以在下游炼油厂操作中进一步处理和/或调和，以生产 汽油、煤油和/或柴油燃料，或者其他石油化学品。在某些实施方案 中，来源于一种或多种裂解产物流346的柴油馏分376可以与第二段 反应器382的进料集成。这种集成增加由产物流346生产柴油燃料或 石油化学品之间的配置的灵活性。
在某些实施方案(未示出)中，分馏区342可以作为闪蒸容器操作 以在合适的分馏点分离重组分，例如，所述分馏点对应于用于下游操 作的所需汽油、煤油和/或柴油产品的上限温度范围的范围。在某些 实施方案中，合适的分馏点在350℃至450℃、360℃至450℃、370℃ 至450℃、350℃至400℃、360℃至400℃、370℃至400℃、350℃至 380℃、或360℃至380℃的范围内。将该分馏点以上的物流导引到如 本文所述的高级烯烃流体催化裂解区700。
将来自反应流出物的分馏器底部物流348的全部或一部分作为 物流348a通到第二反应区382。在某些实施方案中，使底部物流348 的全部或一部分作为物流348a再循环到第二反应区382，作为物流 348b再循环到第一反应区372，或者再循环到第一反应区372和第二 反应区382两者。例如，再循环到区372的物流348b占物流348的 0体积％至100体积％，0体积％至约80体积％，或0体积％至约50 体积％，并且再循环到区382的物流348a占物流348的0体积％至 100体积％，0体积％至约80体积％，或0体积％至约50体积％。在 某些实施方案中，其中再循环为100体积％或接近100体积％，未转 化的油的再循环增加适合作为混合进料蒸汽裂解区230的进料的产 物的收率。
在某些实施方案中，来自反应流出物的分馏器底部物的一部分作 为排出流368除去。排出流368可以占分馏器底部物348的约0体积％ 至10体积％、1体积％至10体积％、1体积％至5体积％或1体积％ 至3体积％。
第二反应区382在有效生产反应流出物流386的条件下操作，反 应流出物流386含有转化的烃、部分转化的烃和未转化的烃。第二工 段，将反应流出物流386通到分馏区342，任选地经过一个或多个气 体分离器以回收再循环氢气并除去某些轻气体
例如，合适的两段裂解区370可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；Axens, IFP Group Technologies,FR；或ShellGlobal Solutions,US商购获得的 技术的系统。
在两段再循环加氢裂解区370中的反应器布置可以含有一个或 多个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR)或管式反 应器，它们可以平行布置。用于供给一个或多个反应器并维持适当操 作条件的包括交换器、熔炉、进料泵、骤冷泵和压缩机的额外设备是 众所周知的，并且被认为是两段加氢裂解区370的一部分。此外，用 于分离反应产物并提供在两段加氢裂解区370内的氢气再循环的包 括泵、压缩机、高温分离容器、低温分离容器等的设备是众所周知的， 并且被认为是两段加氢裂解区370的一部分。
在某些实施方案中，在使用以全部转化操作模式操作的两段再循 环配置的加氢裂解区370中的一个或多个第一段反应器的操作条件 包括：
反应器入口温度(℃)在约340-502、340-460、340-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约350-516、350-471、350-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约100-180、100-160、100-141、121-180、 121-160、121-141、128-180、128-160、128-141或131-180的范围内；
反应出口压力(barg)在约90-170、90-137、90-130、112-170、 112-137、112-130、118-150、118-137或118-170的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约90-137、90-106、90-120、100-137、100-106 或100-120的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约1050、940、898或876，在 某些实施方案中为约769-940、769-898、769-876、812-940、812-898、 812-876、834-940、834-898或834-876；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约1100、980、935或913，在 某些实施方案中为约801-980、801-935、801-913、846-980、846-935、846-913、868-980、868-935或868-913；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约564、512、490或468，在某些实施 方案中为约378-512、378-490、378-468、401-512、401-490、401-468、 423-512、423-490或423-468；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.4-10.0、 0.4-5.0、0.4-2.0或0.5-1.5的范围内。
在某些实施方案中，在使用以完全转化操作模式操作的两段再循 环配置的加氢裂解区370中的一个或多个第二段反应器的操作条件 包括：
在某些实施方案中，两段加氢裂解区370的第一段反应区中的一 个或多个反应器的操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约340-502、340-460、340-440、372-502、 372-460、372-440、394-502、394-460、394-440或412-420的范围内；
反应器出口温度(℃)在约350-516、350-471、350-450、382-516、 382-471、382-450、400-516、400-471、400-450或422-430的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度在约 310-475、310-435、310-415、350-475、350-435、350-415、370-475、 370-435、370-415或390-397的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度在约338-516、338-471、 338-450、382-516、382-471、382-450、400-516、400-471、400-450 或422-430的范围内；
反应入口压力(barg)在约80-145、80-100、80-131、80-120、 120-145、100-145或130-145的范围内；
反应出口压力(barg)在约75-137、75-130、90-130、100-137、 100-122或112-137的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约90-145、90-106、90-120、100-145、100-106 或100-120的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约910、823、785或767，在某 些实施方案中为约673-823、673-785、673-767、711-823、711-785、 711-767、729-823、729-785或729-767；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约980、882、842或822，在某 些实施方案中为约721-882、721-842、721-822、761-882、761-842、 761-822、781-882、781-842或781-822；
补给氢气速率(SLt/Lt)高达约451、410、392或374，在某些实施 方案中为约303-410、303-392、303-374、321-410、321-392、321-374、 338-410、338-392或338-374；以及
相对于加氢裂解催化剂而言，基于新鲜进料的液时空速值(h-1)在 约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、1.0-5.0、2.0-4.0或 1.0-3.0的范围内。
在上述条件和催化剂选择下，来自以完全转化模式作为两段加氢 裂解器(具有再循环)操作的加氢裂解区370的示例性产物包括78-99、 78-90、78-85、80-90或80-99重量％的沸点处于或低于常压渣油终沸 点如370℃下的流出物(相对于加氢裂解区370的进料)，包括LPG、 煤油、石脑油和常压瓦斯油范围的组分。剩余的塔底馏分是未转化的 油馏分，其全部或一部分可以有效地集成为如本文所述的高级烯烃流 体催化裂解区700的进料。
在某些实施方案中，可以在渣油处理中心800中处理0-100重量％ 的真空渣油流168(以虚线作为任选的实施方案示出)。在额外的实施 方案中，可以将来自蒸汽裂解器复合体的0-100重量％的热解油导引 到渣油处理中心800。渣油处理中心800可以包括但不限于以下中的 一种或多种：催化氢加成过程，诸如渣油加氢裂解系统；热焦化过程， 诸如延迟焦化器；和/或溶剂脱沥青过程。在某些实施方案中，渣油 处理中心800生产馏出物馏分808、重馏分806和/或底部馏分804中 的一种或多种。馏出物馏分808可以包括例如沸点在包括和低于常压 瓦斯油范围馏分(例如在36℃至370℃的温度范围内)或包括和低于中 压瓦斯油范围馏分的温度范围内的一种或多种中间馏出物流。注意， 当渣油处理中心800是溶剂脱沥青时，不生产馏出物馏分808。馏出 物馏分808的部分可以用作混合进料蒸汽裂解区230的进料、集成的 加氢处理区中的一个或多个的进料和/或用于生产燃料组分。重馏分806的全部或一部分可以包括，例如，沸点高于常压瓦斯油范围(例如 370℃)或高于中压瓦斯油范围的一种或多种处理过的重范围烃流；或 溶剂脱沥青单元中的脱沥青油。重馏分806的部分可以用作瓦斯油蒸 汽裂解区250的进料，集成的加氢处理区中的一个或多个的进料，作 为未转化的油产物回收，用于基础油生产区中的润滑油生产，和/或 并入燃料油池。底部馏分804可以包括例如渣油加氢裂解系统中的沥 青、延迟焦化器中的石油焦或溶剂脱沥青单元中的沥青)。
并入某些真空渣油加氢处理区的系统和方法的实施方案公开在 2017年11月17日提交的题为“Process and System for Conversion of Crude Oil to Petrochemicalsand Fuel Products Integrating Vacuum Residue Hydroprocessing”的美国专利申请号[SA3106 AFS 215,409]和 2017年11月17日提交的题为“Process and System forConversion of Crude Oil to Petrochemicals and Fuel Products IntegratingVacuum Residue Conditioning and Base Oil Production”的美国专利申请号 [SA3107AFS 215,410]中，这些是共同拥有的并且通过引用整体并入 本文。并入溶剂脱沥青的系统和方法的实施方案公开在2017年11月 17日提交的题为“Process and System forConversion of Crude Oil to Petrochemicals and Fuel Products IntegratingSolvent Deasphalting of Vacuum Residue”的美国专利申请号[SA3108 AFS 215,411]中，其是共 同拥有的并且通过引用整体并入本文。并入热焦化的系统和方法的实 施方案公开在2017年11月17日提交的题为“Process and System for Conversion of Crude Oilto Petrochemicals and Fuel Products Integrating Delayed Coking of VacuumResidue”的美国专利申请号[SA3109 AFS 215,412]中，其是共同拥有的并且通过引用整体并入本文。
将氢化处理的瓦斯油馏分304导引到高级烯烃流体催化裂解区 700。在某些实施方案中，如以虚线所示，第四中间馏出物流130也 绕过真空瓦斯油氢化处理区300而导引到高级烯烃流体催化裂解区 700。在某些实施方案中，如以虚线所示，第四中间馏出物流130在 通到高级烯烃流体催化裂解区700之前进行氢化处理，例如与真空瓦 斯油氢化处理区300的其他进料一起进行氢化处理。
产物包括燃料气体和LPG，将其通到不饱和气体设备702；流体 催化裂解石脑油706，可以将其导引到石脑油氢化处理区670，如图 21所示；轻循环油流708，将其全部或一部分通到柴油氢化处理区 180；以及浆料油或重循环油流710，可以将其导引到燃料油池或用 作生产炭黑的原料。在某些实施方案中，流体催化裂解石脑油706的 全部或一部分可以在没有氢化处理的情况下导引到芳烃提取区620。 在某些实施方案中，将轻循环油流708的0-100重量％712导引到燃 料油池
不饱和气体设备702和高级烯烃流体催化裂解回收区段(未示出) 操作用以回收通到烯烃回收系列270的C2-流714和C3+流。在某些 实施方案中，选择性地处理高级烯烃流体催化裂解轻馏分以除去包括 氧气、氮氧化物、腈、乙炔、甲基乙炔、丁二烯、胂、膦、锑和汞的 污染物，同时保持乙烯含量。在某些实施方案中，C2-废气流的处理 包括在将其通到烯烃回收系列270之前使用如在不饱和气体设备的 操作中已知的多功能催化剂。此外，通常含有C3和C4的C3+流716 从高级烯烃流体催化裂解回收区段回收。在某些实施方案中，该物流 在导引到烯烃回收系列270或蒸汽裂解区230之前在硫醇氧化单元中 如在不饱和气体设备的操作中已知进行处理。在某些实施方案中，将 C3+流716物流送到分流器，所述分流器可以与烯烃回收系列270集 成或分开，以回收烯烃，并将剩余的LPG导引到混合进料蒸汽裂解 区230。将C2-流714和C3+流716的全部、实质部分、显著部分或 主要部分引导经过不饱和气体设备。可以将剩余部分(如果有的话)导 引到混合进料蒸汽裂解区230和/或烯烃回收系列270。
在某些实施方案中，可以绕过真空瓦斯油氢化处理区300并操作 高级烯烃流体催化裂解和相关的再生器以处理来自该单元的产物，包 括在催化剂再生器中生产的烟道气，以控制硫。在其他实施方案中， 利用真空瓦斯油氢化处理区300，因为处理VGO降低了高级烯烃流 体催化裂解中的催化剂消耗并提高了收率。在利用真空瓦斯油氢化处 理区300的实施方案中，还提供了在催化剂再生器中生产的烟道气的 烟道气脱硫。
如图12、图13和图21所示，将来自高级烯烃流体催化裂解的 循环油产物的一部分，循环油708导引到柴油氢化处理区180，并且 将来自高级烯烃流体催化裂解的循环油产物的一部分，循环油712转 向，例如，包含在燃料油池中。将0-5、0-10、0-15或0-20的量(重量％) 的循环油流708通至柴油氢化处理区180，并将剩余部分通至燃料油 池。还从高级烯烃流体催化裂解区700回收浆料油710。该重产物是 炭黑生产的有效原料，或者可以包含在燃料油池中。
存在利用流体催化裂解单元使丙烯生产最大化的许多商购的系 统。合适的高级烯烃流体催化裂解区700可以包括但不限于基于可从 Axens,IFP Group Technologies,FR；Honeywell UOP,US；CN Petroleum&Chemical Corporation(Sinopec),CN；KBR,Inc,US；或 Chicago Bridge&Iron Company N.V.(CB&I),NL商购获得的技术的系 统。
高级烯烃流体催化裂解区700可以具有一个或多个提升管/反应 器、沉降器/汽提器和一个或多个再生器。如果实施多个反应器，则 可以使丙烯收率和选择性最大化。
在某些实施方案中，提供配置有提升管反应器的流体催化裂解单元，其在促进轻烯烃，特别是丙烯形成并且使包括氢转移反应的轻烯烃消耗反应最少化的条件下操作。图22是提升管流体催化裂解单元的简化示意图。流体催化裂解单元720包括提升管反应器。流体催化裂解单元720包括具有提升管部分726、反应区728和分离区730的反应器/分离器724。流体催化裂解单元720还包括用于再生废催化剂的再生容器732。将馈料722引入反应区，在某些实施方案中，伴随 有蒸汽或其他合适的气体用于进料的雾化(未示出)。馈料722，在本 文的集成方法中氢化处理的瓦斯油，任选地与常压瓦斯油如常压重瓦 斯油组合，与有效量的加热的新鲜或再生的固体裂解催化剂颗粒混合 并紧密接触，所述催化剂颗粒通过导管734自再生容器732传输。使 进料混合物和裂解催化剂在一定条件下接触以形成悬浮液，将所述悬 浮液引入提升管726中。在连续方法中，裂解催化剂和烃原料的混合物向上通过提升管726进入反应区728。在提升管726和反应区728 中，热裂解催化剂颗粒通过碳-碳键裂解催化裂解相对大的烃分子。
在反应期间，如在流体催化裂解操作中常规的那样，裂解催化剂 变焦，因此进入活性催化位点是有限的或不存在的。使用流体催化裂 解单元中已知的任何合适的配置将反应产物与焦化的催化剂分离，所 述配置通常称为流体催化裂解单元720中的分离区730，例如，位于 反应区728上方的反应器724的顶部。分离区可以包括本领域普通技 术人员已知的任何合适的装置，例如旋风分离器。反应产物通过导管 736取出。含有来自烃原料的流体裂解的焦炭沉积物的催化剂颗粒通 过导管738进入再生区732。
在再生区732中，焦化的催化剂与通过导管740进入再生区732 的含氧气流如纯氧或空气接触。再生区732在典型流体催化裂解操作 中已知的配置和条件下操作。例如，再生区732可以作为流化床操作 以生产包含燃烧产物的再生废气，所述再生废气通过导管742排出。 热再生催化剂通过导管734从再生区732转移到提升管726的底部， 以与烃原料混合并如上所述。
在一个实施方案中，合适的流体催化裂解单元720可以类似于美 国专利号7,312,370、6,538,169和5,326,465中描述的那些，其公开内 容通过引用整体并入本文。通常，合适的提升管流体催化裂解单元 720的反应器的操作条件包括：
反应温度(℃)为约480-650、480-620、480-600、500-650、500-620 或500-600；
反应压力(barg)为约1-20、1-10或1-3；
接触时间(在反应器中，秒)为约0.5-10、0.5-5、0.5-2、1-10、1-5 或1-2；以及
催化剂与进料比为约1:1至15:1、1:1至10:1、1:1至20:1、8:1 至20:1、8:1至15:1或8:1到10:1。
在某些实施方案中，提供配置有下流式反应器的流体催化裂解单元，其在促进轻烯烃，特别是丙烯形成并且使包括氢转移反应的轻烯烃消耗反应最少化的条件下操作。图23是下流式流体催化裂解单元的简化示意图。流体催化裂解单元760包括具有反应区768和分离区 770的反应器/分离器764。流体催化裂解单元760还包括用于再生废 催化剂的再生区772。特别地讲，将馈料762引入反应区，在某些实 施方案中，伴随有蒸汽或其他合适的气体用于进料的雾化(未示出)。 将来自再生区772的有效量的加热的新鲜或热再生固体裂解催化剂 颗粒输送到反应区768的顶部，其也例如通过向下引导的导管或管道 774，通常称为转移管线或立管，转移到反应区768顶部的取出井或 料斗(未示出)。通常允许热催化剂流动稳定，以便均匀地引导到反应 区768的混合区或进料注入部分中。通过通常位于再生催化剂引入反 应区768的点附近的进料注入喷嘴将馈料762注入混合区中。这些多 个注入喷嘴引起热催化剂与馈料762，在本文的集成方法中氢化处理 的瓦斯油，任选地与常压瓦斯油如常压重瓦斯油组合彻底且均匀地混 合。馈料一旦接触热催化剂，就会发生裂解反应。
烃裂解产物、未反应的进料和催化剂混合物的反应蒸气快速流过 反应区768的剩余部分并进入反应器/分离器764底部的快速分离区 770。将裂解的烃和未裂解的烃引导通过导管或管道776到达本领域 已知的常规产物回收区段，以产生作为流体催化裂解产物的轻烯烃、 汽油和循环油，其中丙烯收率最大。如果需要温度控制，则可以紧邻 分离区770之前的反应区768的底部附近提供骤冷注入。该骤冷注入 快速减少或停止裂解反应，并且可以用于控制裂解苛刻度以获得产品 构成。
反应温度，即下流式反应器的出口温度，可以通过打开和关闭催 化剂滑阀(未示出)来控制，所述催化剂滑阀控制热再生催化剂从再生 区772流入反应区768的顶部。吸热裂解反应所需的热量由再生催化 剂供应。通过改变热再生催化剂的流速，可以控制操作苛刻度或裂解 条件以生产所需的产品构成。还提供汽提器778，用于从催化剂中分 离油，将所述油转移到再生区772。来自分离区770的催化剂流到汽 提塔778的下部区段，汽提塔778包括催化剂汽提区段，通过流线 780向其中引入合适的汽提气体，诸如蒸汽。汽提区段通常设置有若 干挡板或结构填料(未示出)，其中向下流动的催化剂788逆向流过该 流动汽提气体。向上流动的汽提气体(通常为蒸汽)用于“汽提”或除去 保留在催化剂孔中或在催化剂颗粒之间的任何额外的烃。汽提的且废 催化剂通过升力从燃烧空气流790输送经过再生区770的升力提升 管。也可以与额外燃烧空气接触的该废催化剂经受任何积聚的焦炭的受控燃烧。烟道气通过导管792从再生器中除去。在再生器中，将由 副产物焦炭燃烧产生的热量转移到催化剂，升高了为反应区768中的 吸热裂解反应热量提供所需的温度。根据本文的方法，由于轻溶剂原 料与重原料组合为进料762，选择初始溶剂脱沥青/脱金属过程中的溶 剂与油的比率，以便提供足够的催化剂焦化，以提供再生期间的热量 平衡。
在一个实施方案中，具有可用于本文所述方法的具有下流式反应 器的合适流体催化裂解单元760可类似于美国专利号6,656,346和美 国专利公开号2002/0195373中所述的那些，其公开内容通过引用整 体并入本文。下流式反应器的重要性质包括在具有下流式流动的反应 器顶部引入进料，与提升管反应器相比停留时间较短，以及催化剂与 油的比率高，例如，在约20:1至约30:1的范围内。通常，合适聚丙 烯生产下流式流体催化裂解单元的反应器的操作条件包括：
反应温度(℃)为约550-650、550-630、550-620、580-650、580-630、 580-620、590-650、590-630、590-620；
反应压力(barg)为约1-20、1-10或1-3；
接触时间(在反应器中，秒)为约0.1-30、0.1-10、0.1-0.7、0.2-30、 0.2-10或0.2-0.7；以及
催化剂与进料的比率为约1:1至40:1、1:1至30:1、10:1至30:1 或10:1到30:1。
本文所述方法中使用的催化剂可以是常规已知的或未来开发的 用于流体催化裂解方法的催化剂，诸如沸石、二氧化硅-氧化铝、一 氧化碳燃烧促进剂添加剂、底部物裂解添加剂、生产轻烯烃的添加剂 和通常用于流体催化裂解方法的任何其他催化剂添加剂。在某些实施 方案中，流体催化裂解方法中的合适裂解沸石包括沸石Y、REY、 USY和RE-USY。为了增强石脑油裂解潜力，可以采用优选的成形选 择性催化剂添加剂，诸如用于流体催化裂解方法以生产轻烯烃并增加 流体催化热解汽油辛烷值的那些是ZSM-5沸石晶体或其他五元环型 催化剂结构。该ZSM-5添加剂可以在常规流体催化裂解催化剂中与 裂解催化剂沸石和基质结构混合，并且特别适合于最大化和优化下流 式反应区中原油馏分的裂解。
流体催化裂解石脑油706还从高级烯烃流体催化裂解区700回 收。在某些实施方案中，如例如图12、图13和图21所描绘，流体 催化裂解石脑油706在石脑油氢化处理区670中在存在有效量的从石 脑油氢化处理区670内再循环获得的氢气和补给氢气674的情况下进 一步处理。将流出物燃料气体回收，并且例如将其通到燃料气体系统。 在某些实施方案中，补给氢气674的全部或一部分来源于来自烯烃回 收系列270的蒸汽裂解器氢气流210。
裂解石脑油氢化处理区670在有效确保基本上除去所有氮的条 件下操作，因为氮是芳烃提取和后续过程中的限制性污染物。由于对 除氮有效的高温条件，芳烃的饱和例如在回收之前在约15％饱和的范 围内发生。来自裂解石脑油氢化处理区670的流出物是氢化处理的流 体催化裂解石脑油流672和燃料气体。
合适的裂解石脑油氢化处理区670可以包括但不限于基于可从 Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG),US；或 Axens,IFP Group Technologies,FR商购获得的技术的系统。
来自裂解石脑油氢化处理反应器的流出物通常含有C5-C9+烃。 在某些实施方案中，将C5-C9+烃通到芳烃提取区620，且芳烃提取 区620包括脱戊烷步骤以除去C5。在其他实施方案中并且如例如图 12和图13所示，裂解石脑油氢化处理区670包括除去C5的脱戊烷步骤，C5作为物流676再循环到混合进料蒸汽裂解区230。将通常含 有C6-C9+烃的氢化处理流体催化裂解石脑油流672导引到芳烃提取 区620。
流体催化裂解石脑油氢化处理区670可以含有串联和/或并联布 置的一个或多个固定床、沸腾床、浆料床、移动床、连续搅拌罐(CSTR) 或管式反应器。用于供给一个或多个反应器并维持适当操作条件的包 括交换器、熔炉、进料泵、骤冷泵和压缩机的额外设备是众所周知的， 并且被认为是流体催化裂解石脑油氢化处理区670的一部分。此外， 用于分离反应产物并提供在流体催化裂解石脑油氢化处理区670内 的氢气再循环的包括泵、压缩机、高温分离容器、低温分离容器等的 设备是众所周知的，并且被认为是流体催化裂解石脑油氢化处理区 670的一部分。
流体催化裂解石脑油氢化处理区670在有效处理流体催化裂解 石脑油的条件下操作以生产氢化处理的石脑油672，其可以用作芳烃 提取区620的额外进料以回收BTX流。在某些实施方案中，氢化处 理的石脑油672可以用于燃料生产。
在某些实施方案中，裂解石脑油氢化处理区670操作条件包括：
反应器入口温度(℃)在约293-450、293-410、293-391、332-450、 332-410、332-391、352-450、352-410、352-391或368-374的范围内；
反应器出口温度(℃)在约316-482、316-441、316-420、357-482、 357-441、357-420、378-482、378-441、378-420或396-404的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 284-436、284-398、284-379、322-436、322-398、322-379、341-436、 341-398、341-379或357-363的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约316-482、 316-441、316-420、357-482、357-441、357-420、378-482、378-441、 378-420或396-404的范围内；
反应入口压力(barg)在约44-66、44-60、44-58、49-66、49-60、 49-58、52-66、52-60、52-58或53-56的范围内；
反应出口压力(barg)在约39-58、39-53、39-51、43-58、43-53、 43-51、46-58、46-53或46-51的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约22-33、22-30、22-29、25-33、25-30、25-29、 26-33、26-30或26-29的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约640、620、570或542，在某 些实施方案中为约413-620、413-570、413-542、465-620、465-570、 465-542、491-620、491-570或491-542；
氢骤冷气体进料速率(SLt/Lt)高达约95、85、78或75，在某些实 施方案中为约57-85、57-78、57-75、64-85、64-78、64-75、68-85、 68-78或68-75；以及
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约120、110或102，在某些实施 方案中为约78-120、78-110、78-102、87-120、87-110、87-102、92-120、 92-110、92-102或95-100。
有效量的氢化处理催化剂提供在流体催化裂解石脑油氢化处理 区670中，所述催化剂包括具有氢化处理功能性并且通常含有选自元 素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属化合物(氧化物或硫化物) 的一种或多种活性金属组分的那些。在某些实施方案中，活性金属组 分是Co、Ni、W和Mo中的一种或多种。通常将活性金属组分沉积 或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石或其 组合上。在某些实施方案中，在流体催化裂解石脑油氢化处理区670 中使用的催化剂包括选自Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo的一种 或多种催化剂。也可以使用Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和Co/Ni/Mo中的 一种或多种的组合。所述组合可以由含有单一活性金属物质的不同颗 粒或含有多种活性物质的颗粒组成。在某些实施方案中，Co/Mo加氢 脱硫催化剂是合适的。相对于氢化处理催化剂而言，基于新鲜进料的 有效液时空速值(h-1)在约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、 0.3-2.0、0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0或0.8-1.2的范围内。流体催化裂 解石脑油氢化处理区670中使用的合适氢化处理催化剂具有在约 28-44、34-44、28-38或34-38个月范围内的预期寿命。
混合进料蒸汽裂解区230，其作为高苛刻度或低苛刻度的热裂解 方法操作，通常将LPG、石脑油和较重烃主要转向到含有混合C1-C4 链烷烃和烯烃的混合产物流220。在某些实施方案中，混合进料蒸汽 裂解区230处理来自原油单元的直馏液、丙烷(来自外部界区和/或再 循环的)和来自集成方法和系统内的化学生产和回收区域的各种再循 环流。合适的混合进料蒸汽裂解区230可以包括但不限于基于可从 Linde AG,DE；TechnipFMC plc,UK；Chicago Bridge&Iron Company N.V.(CB&I)，NL；或KBR，Inc，US商购获得的技术的系统。
混合进料蒸汽裂解区230的多种进料包括：来自原油复合体100 的轻馏分152、轻石脑油138和重石脑油140(或全范围直馏石脑油 136，如其他实施方案中所示)；来自烷基转移区630的LPG流634； 从高级烯烃流体催化裂解区700回收的C3+流716；来自下述甲基乙炔/丙二烯(MAPD)饱和和丙烯回收区280的再循环流282；来自下述 1-丁烯回收区520的C4提余液524；来自流体催化裂解石脑油氢化 处理(“FCCN HT”)区670的C5流676；来自py-gas氢化处理区600 的C5流606；来自上述柴油氢化处理区180的野生石脑油184(在某 些实施方案中，通过原油复合体)；来自上述真空瓦斯油加氢处理区 的石脑油(野生石脑油326或氢化处理的石脑油306)(在某些实施方案 中，通过原油复合体)；来自芳烃提取区620的提余液流646；在某些 实施方案中，来源于下述热解汽油的C5馏分；和任选地，丙烷流 228(来自界区外部)。在某些实施方案中，混合进料蒸汽裂解区230 可以接受来自其他来源的替代进料，例如可以从界区外部获得的其他 石脑油范围进料。
来自混合进料蒸汽裂解区230的产物包括含有混合C1-C4链烷烃 和烯烃的骤冷裂解气流220，将其导引到烯烃回收区270；原始热解 汽油流212，将其导引到py-gas氢化处理区600以提供芳烃提取区620 的进料604；和热解燃料油流218。
混合进料蒸汽裂解区230在有效地将进料裂解成包括乙烯、丙 烯、丁二烯和混合丁烯的所需产物的参数下操作。还回收了热解汽油 和热解油。在某些实施方案中，一个或多个蒸汽裂解炉在有效生产丙 烯与乙烯重量比为约0.3-0.8、0.3-0.6、0.4-0.8或0.4-0.6的流出物的 条件下操作。
混合进料蒸汽裂解区230通常包括一个或多个炉系列。例如，典 型的布置包括可以基于众所周知的蒸汽热解方法操作的反应器，即， 在蒸汽存在下将热裂解进料装入对流区段以升高原料的温度，并将加 热的进料通到含有炉管的热解反应器中进行裂解。在对流区段中，例 如使用一个或多个废热流或其他合适的加热布置将混合物加热到预 定温度。
将进料混合物在对流区段中加热至高温，并将沸点低于预定温度 的物质蒸发。将加热的混合物(在某些实施方案中，与额外的蒸汽一 起)通到热解区段，所述热解区段在进一步升高的温度下操作短停留 时间，诸如1-2秒或更短，实现热解以生产混合产物流。在某些实施 方案中，单独的对流和辐射区段用于进入混合进料蒸汽裂解区230的 不同进料，其中各自的条件针对特定的进料优化。
在某些实施方案中，混合进料蒸汽裂解区230中的蒸汽裂解使用 以下条件进行：对流区段中的温度(℃)在约400-600、400-550、450-600 或500-600的范围内；对流区段中的压力(barg)在约4.3-4.8、4.3-4.45、 4.3-4.6、4.45-4.8、4.45-4.6或4.6-4.8的范围内；热解区段中的温度(℃) 在约700-950、700-900、700-850、750-950、750-900或750-850的范围内；热解区段中的压力(barg)在约1.0-1.4、1.0-1.25、1.25-1.4、 1.0-1.15、1.15-1.4或1.15-1.25的范围内；对流区段中蒸汽与烃的比 率在约0.3:1-2:1、0.3:1-1.5:1、0.5:1-2:1、0.5:1-1.5:1、0.7:1-2:1、 0.7:1-1.5:1、1:1-2:1或1:1-1.5:1的范围内；且热解区段中的停留时间(秒) 在约0.05-1.2、0.05-1、0.1-1.2、0.1-1、0.2-1.2、0.2-1、0.5-1.2或0.5-1的范围内。
在混合进料蒸汽裂解区230的操作中，来自裂解炉的流出物例如 使用转移管线交换器骤冷，并在骤冷塔中骤冷。将轻产物，骤冷的裂 解气流220导引到烯烃回收区270。较重的产物在热蒸馏区段中分离。 原始热解汽油流在骤冷系统中回收。在骤冷塔之前，在主分馏塔处分 离热解油218。
在混合进料蒸汽裂解区230的一个实施方案的操作中，将原料与 稀释蒸汽混合以降低烃分压，然后预热。将预热的进料送入安装在裂 解炉的辐射区段中的空管式反应器。烃经历自由基热解反应以形成轻 烯烃乙烯和丙烯以及其他副产物。在某些实施方案中，专用裂解炉设 置有针对包括乙烷、丙烷和丁烷/石脑油的每种主要原料类型优化的 裂解管几何形状。使在集成系统和方法内生产的价值较低的烃如乙 烷、丙烷、C4提余液和芳烃提余液再循环以在混合进料蒸汽裂解区 230中消失。
在某些实施方案中，来自熔炉的裂解气体在转移管线交换器(骤 冷冷却器)中冷却，例如，生产适合作为稀释蒸汽的1800psig蒸汽。 骤冷的裂解气体进入与混合进料蒸汽裂解器230相关的一级分馏器， 其从较轻组分中除去热解燃料油底部物。一级分馏器能够有效回收热 解燃料油。热解燃料油在燃料油汽提器中用蒸汽汽提以控制产物蒸气 压，并冷却。另外，二级骤冷通过将作为骤冷油的热解燃料油直接注 入液体炉流出物中来进行。可以将汽提并冷却的热解燃料油送到燃料 油池或产品储存。将一级分馏器塔顶物送到骤冷水塔；回收用于工艺 水处理的冷凝的稀释蒸汽和原始热解汽油。将骤冷水塔塔顶物送到烯 烃回收区270，特别是第一压缩工段。将原始热解汽油送到汽油稳定 器以除去任何轻馏分并控制下游热解汽油处理中的蒸气压。启用闭环 稀释蒸汽/工艺用水系统，其中使用来自一级分馏器骤冷泵送回路的 热回收产生稀释蒸汽。由于能量集成和轻馏分流中的热解燃料油含 量，一级分馏器能够有效回收热解燃料油。
将来自混合进料蒸汽裂解区230的混合产物流220流出物导引到 烯烃回收区270。例如，来自骤冷步骤的轻产物C4-、H2和H2S包 含在导引到烯烃回收区270的混合产物流220中。产物包括：氢气 210，用于再循环和/或传送给用户；燃料气体208，将其通到燃料气 体系统；乙烷272，使其再循环到混合进料蒸汽裂解区230；乙烯202， 作为产物回收；混合C3流286，将其通到甲基乙炔/丙二烯饱和和丙 烯回收区280；和混合C4流206，将其通到丁二烯提取区500。
烯烃回收区270操作用以由混合产物流220生产符合规格的轻烯 烃(乙烯和丙烯)产物。例如，将来自蒸汽裂解器的冷却的气体中间产 物进料到裂解气压缩机、碱洗区和一个或多个分离系列，以通过蒸馏 分离产物。在某些实施方案中，提供两个系列。蒸馏系列包括冷蒸馏 区段，其中较轻的产物如甲烷、氢气、乙烯和乙烷在低温蒸馏/分离 操作中分离。来自蒸汽裂解器的混合C2流含有乙炔，其在乙炔选择 性氢化单元中氢化以生产乙烯。该系统还可以包括乙烯、丙烷和/或 丙烯制冷设施，以实现低温蒸馏。
在一个实施方案中，来自混合进料蒸汽裂解区230的混合产物流 220流出物经过3至5个压缩工段。在苛性碱洗涤塔中用苛性碱除去 酸性气体。在额外的压缩和干燥段之后，将轻裂解气体冷却并导引到 脱丙烷塔。在某些实施方案中，轻裂解气体用级联的两级制冷系统(丙 烯、混合二元制冷剂)冷却以进行低温分离。前端脱丙烷塔优化冷却 系列和脱甲烷塔装载。脱丙烷塔将C3和较轻的裂解气体分离为塔顶 物流，其中C4和较重的烃作为塔底物流。将脱丙烷塔塔底物导引到 脱丁烷塔，其回收粗C4流206和任何痕量的热解汽油，可以将其导 引到py-gas氢化处理区600(未示出)。
脱丙烷塔塔顶物通过一系列乙炔转化反应器，然后进料到脱甲烷 塔冷却系列，其通过氢气净化系统如变压吸附分离富氢产物。实施前 端乙炔氢化以优化温度控制，最小化绿油形成并通过排除C2分流器 巴氏杀菌区段来简化乙烯产物回收，所述C2分流器巴氏杀菌区段原 本通常包括在产物回收中。此外，通过变压吸附进行的氢气净化排除 了对甲烷化反应器的需要，甲烷化反应器原本通常包括在产物回收 中。
脱甲烷塔在塔顶物中回收甲烷用于燃料气体，并且将脱甲烷塔塔 底物的C2和较重气体导引到脱乙烷塔。脱乙烷塔分离乙烷和乙烯塔 顶物，将其进料到C2分流器。C2分流器在塔顶物中回收乙烯产物 202，在某些实施方案中，聚合物级乙烯产物。使来自C2分流器底部 物的乙烷272再循环到混合进料蒸汽裂解区230。脱乙烷塔塔底物含 有C3，丙烯产物204，在某些实施方案中聚合物级丙烯产物，作为 C3分流器的塔顶物从其中回收，其中来自C3分流器塔底物的丙烷 282再循环到混合进料蒸汽裂解区230。
提供甲基乙炔/丙二烯(MAPD)饱和和丙烯回收区280用于选择性 氢化以转化甲基乙炔/丙二烯，并从来自烯烃回收区270的混合C3流 286回收丙烯。来自烯烃回收区270的混合C3 286含有相当大量的丙 二烯和丙烯。甲基乙炔/丙二烯饱和和丙烯回收区280能够生产丙烯 204，在某些实施方案中，丙烯204可以是聚合物级丙烯。
甲基乙炔/丙二烯饱和和丙烯回收区280接收氢气284并从烯烃 回收区270中接收混合C3 286。来自甲基乙炔/丙二烯饱和和丙烯回 收区280的产物是丙烯204，将其回收；和再循环C3流282，将其导 引到蒸汽裂解区230。在某些实施方案中，使甲基乙炔和丙二烯饱和 的氢气284来源于从烯烃回收区270获得的氢气210。
将来自烯烃回收区270的含有C4混合物(称为粗C4)的物流206 导引到丁二烯提取区500，以从混合的粗C4中回收高纯度1,3-丁二 烯产物502。在某些实施方案(未示出)中，在丁二烯提取区500之前 氢化混合C4的步骤可以集成以例如使用固定床反应器用合适的催化 氢化方法除去炔属化合物。使用例如正甲基吡咯烷酮(NMP)或二甲基 甲酰胺(DMF)作为溶剂通过提取蒸馏从氢化的混合C4流中回收1,3- 丁二烯502。丁二烯提取区500还生产含有丁烷/丁烯的提余液流504， 将其通到甲基叔丁基醚区510。
在一个实施方案中，在丁二烯提取区500的操作中，将物流206 预热并蒸发到达例如具有两个区段的第一提取蒸馏塔。NMP或DMF 溶剂将1,3-丁二烯与物流504中包含的其他C4组分分离。将富溶剂 用蒸气闪蒸到第二提取蒸馏塔，其生产高纯度1,3丁二烯物流作为塔 顶产物。将来自闪蒸的液体溶剂和第二蒸馏塔塔底部导引到一级溶剂 回收塔。将塔底液体循环回到提取器，并将塔顶液体通到二级溶剂回 收或溶剂抛光塔。来自回收塔的蒸汽塔顶物与再循环丁二烯产物组合 到提取器的底部以增加1,3-丁二烯的浓度。可以水洗1,3-丁二烯产物 502以除去任何痕量的溶剂。在某些实施方案中，产物纯度(重量％) 为97-99.8、97.5-99.7或98-99.6的1,3-丁二烯，且回收进料中94-99、 94.5-98.5或95-98的1,3-丁二烯含量(重量％)。除了诸如DMF的溶剂 之外，还将添加剂化学品与溶剂混合以增强丁二烯回收。此外，提取 蒸馏塔和一级溶剂回收塔使用高压蒸汽(例如，600psig)并将来自芳烃 提取区620的热油作为换热流体循环来再沸腾。
集成甲基叔丁基醚区510以由第一C4提余液流504生产甲基叔 丁基醚514和第二C4提余液516。在某些实施方案中，使C4提余液 1 504进行选择性氢化以选择性氢化任何剩余的二烯，然后使异丁烯 与甲醇反应以生产甲基叔丁基醚。
回收1-丁烯产物流522的纯度规格要求降低第二C4提余液516 中异丁烯的含量。通常，将含有混合的丁烷和丁烯并包括异丁烯的第 一C4提余液流504通到甲基叔丁基醚区510。还添加甲醇512，使其 与异丁烯反应并生产甲基叔丁基醚514。例如，甲基叔丁基醚产物和 甲醇在一系列分馏器中分离，并将其导引到第二反应工段。用水洗和 最后的分馏工段除去甲醇。使回收的甲醇再循环到固定床下流式脱氢 反应器中。在下面参考图24描述的某些实施方案中，可以将额外的 异丁烯引入例如来源于复分解转化单元的甲基叔丁基醚区510。
在甲基叔丁基醚区510的一个实施方案的操作中，提余液流504 含有35-45重量％、37-42.5重量％、38-41重量％或39-40重量％的异 丁烯。将该组分从C4提余液516中除去，以达到所需的纯度规格， 例如，对于来自C4蒸馏单元520的1-丁烯产物流522，大于或等于 98重量％。甲醇512，在某些实施方案中，来自界区外部的具有大于 或等于98重量％的纯度水平的高纯度甲醇，和提余液流504中包含 的异丁烯和在某些实施方案中来自复分解的异丁烯544(以虚线显示 为任选的进料)在一级反应器中反应。在某些实施方案中，一级反应 器是固定床下流式脱氢反应器，并且对于基于重量计在约70-95％、 75-95％、85-95％或90-95％的范围内的异丁烯转化率操作。将来自一 级反应器的流出物导引到反应塔，在其中完成反应。在某些实施方案 中，反应塔和一级反应器的放热可以任选地与提供的蒸汽一起用于补 充塔再沸器。反应塔塔底部含有甲基叔丁基醚、痕量(例如，小于2％)的未反应的甲醇以及在一级反应器和反应塔中生产的重产物。反应塔 塔顶物含有未反应的甲醇和非反应性C4提余液。将该物流水洗以除 去未反应的甲醇，并作为C4提余液516通到1-丁烯回收区520。回 收的甲醇在甲醇回收塔中从洗涤水中除去并使其再循环到一级反应 器中。
将来自甲基叔丁基醚区510的C4提余液流516通到C4蒸馏单 元520以回收丁烯-1。在某些实施方案中，在甲基叔丁基醚区510的 上游或在甲基叔丁基醚区510和用于丁烯-1回收的分离区520之间， 还可以包括选择性氢化区(未示出)。例如，在某些实施方案中，来自 甲基叔丁基醚区510的提余液在选择性氢化单元中选择性氢化以生 产丁烯-1。其他共聚单体和链烷烃也是共同生产的。选择性氢化区在 有效量的自选择性氢化区内再循环获得的氢气和补给氢气存在下操 作；在某些实施方案中，用于选择性氢化区的补给氢气的全部或一部 分来源于来自烯烃回收系列270的蒸汽裂解器氢气流210。例如，合 适的选择性氢化区可以包括但不限于基于可从Axens,IFP Group Technologies,FR；Haldor TopsoeA/S,DK；Clariant International Ltd, CH；Chicago Bridge&Iron Company N.V.(CB&I),NL；Honeywell UOP, US；或Shell Global Solutions,US商购获得的技术的系统。
为了选择性回收1-丁烯产物流522和导引到混合进料蒸汽裂解 区230和/或在本文所述的某些实施方案中导引到复分解区的再循环 流524，使用一个或多个分离步骤。例如，可以使用两个分离塔回收 1-丁烯，其中第一塔从链烷烃中回收烯烃，且第二塔从包含2-丁烯的 混合物中分离1-丁烯，所述混合物与来自第一塔的链烷烃调和并作为 再循环流524再循环到蒸汽裂解器中。
在某些实施方案中，将来自甲基叔丁基醚区510的C4提余液流 516通到第一分流器，从中分离异丁烷、1-丁烯和正丁烷与较重的C4 组分。将异丁烷、1-丁烯和正丁烷作为塔顶物回收，在空气冷却器中 冷凝并送到第二分流器。可以将来自第一分流器的主要含有顺式-2- 丁烯和反式-2-丁烯的底部物添加到再循环流524中，或者在本文所述 的某些实施方案中，将其通到复分解单元。在某些布置中，第一分流 器顶部物进入第二分流器的中点。异丁烷产物526可以任选地在顶部 物中回收(以虚线显示)，1-丁烯产物522作为侧馏分回收，并且正丁 烷作为底部物流回收。来自两个分流器的底部物作为再循环流524的 全部或一部分回收。
将来自蒸汽裂解器的原始热解汽油流212处理并分离成处理的 石脑油和其他馏分。在某些实施方案中，将来自蒸汽裂解区230的热 解汽油212的全部、实质部分或显著部分通到py-gas氢化处理区600。 原始热解汽油流212在py-gas氢化处理区600中在有效量的自再循环 获得自再循环获得的氢气和补给氢气602存在下处理。将流出物燃料 气体回收，并且例如将其通到燃料气体系统。在某些实施方案中，补 给氢气602的全部或一部分来源于来自烯烃回收系列270的蒸汽裂解 器氢气流210。例如，合适的py-gas氢化处理区600可以包括但不限 于基于可从Honeywell UOP,US；Chevron Lummus Global LLC(CLG), US；Axens,IFP Group Technologies,FR；Haldor Topsoe A/S,DK；或Chicago Bridge&IronCompany N.V.(CB&I),NL商购获得的技术的系 统。
py-gas氢化处理区600在一定条件下操作，并利用可以在相对宽 的范围内变化的一种或多种催化剂。选择这些条件和一种或多种催化 剂用于有效氢化以使某些烯烃和二烯烃化合物饱和，并且如果需要氢 化处理以除去含硫和/或氮的化合物。在某些实施方案中，这在至少 两个催化工段中进行，尽管可以利用其他反应器配置。因此，py-gas 氢化处理区600使热解汽油流212进行氢化以生产有效地作为芳烃提 取区620的进料的氢化处理的热解汽油604。流出物废气自瓦斯油氢 化处理区600回收，并将其作为其他气流156的一部分通到烯烃回收 系列、饱和气体设备和/或直接通到燃料气体系统。液化石油气可以 从瓦斯油氢化处理区600回收，并将其导引到混合进料蒸汽裂解区、 烯烃回收系列和/或饱和气体设备。
在py-gas氢化处理区600中，使进料中的二烯烃和进料的C6+ 部分中的烯烃饱和以生产石脑油流604，芳烃提取区的C5+进料。在 某些实施方案中，与py-gas氢化处理区600相关的脱戊烷步骤分离 C5的全部或一部分，例如作为混合进料蒸汽裂解区230的额外进料606和/或作为复分解单元530(如例如图6、图8或图24所示)的进料。 在其他实施方案中，与芳烃提取区620相关的脱戊烷步骤自氢化处理 的石脑油流604分离C5的全部或一部分，例如作为混合进料蒸汽裂 解区230的额外进料和/或作为复分解单元530的进料。
在某些实施方案中，在第一反应工段中处理热解汽油以进行氢化 和稳定化。二烯烃在第一反应工段中选择性地饱和，并且剩余的烯烃 在第二反应工段中饱和，同时将进料硫转化为硫化氢。可以在冷氢化 处理单元中处理热解汽油，因此降低芳烃饱和度。
在有效的py-gas氢化处理区600的实例中，原始热解汽油在进入 进料缓冲鼓之前通过聚结器。第一段反应器在混合相中操作并选择性 地将二烯烃氢化成单烯烃且将不饱和芳烃氢化成侧链饱和芳烃。Pd 基催化剂材料是有效的。在某些实施方案中，可以使用两个平行的第 一段反应器，以允许在连续过程中再生而不停机。在某些实施方案中， 第一段反应器含有三个催化剂床，其中冷却的第一段分离器液体在每 个床之间作为骤冷材料再循环。将第一段流出物稳定并在略微真空下 操作的塔中分离以降低温度。在某些实施方案中，从C6+中抽出C5， 接着是脱辛烷塔，以除去C9+并生产C6-C8中心石脑油馏分。所述塔 在略微真空下操作以限制温度。汽提第一段产物以除去氢气、H2S和 其他轻馏分。在某些实施方案中，将汽提的第一段产物脱戊烷以除去 裂解的C5，例如作为复分解单元的进料。第二段反应器在气相中操 作并除去硫和饱和烯烃。汽提第二段产物以除去氢气、H2S和其他轻馏分。在某些实施方案中，两个反应器都是多床并且使用产物再循环 来控制反应器温度升高。
在某些实施方案中，py-gas氢化处理区600的第一反应段的操作 条件包括：
反应器入口温度(℃)在约80-135、80-125、80-115、95-135、95-125、 95-115、100-135、100-125、100-115或107-111的范围内；
反应器出口温度(℃)在约145-230、145-206、145-200、165-230、 165-206、165-200、175-230、175-206、175-200或184-188的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 75-125、75-115、75-110、90-125、90-115、90-110、95-125、95-115、 95-110或99-104的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约124-195、 124-180、124-170、140-195、140-180、140-170、150-195、150-180、 150-170或158-163的范围内；
反应入口压力(barg)在约25-40、25-35、25-33、28-40、28-35、28-33、30-40、30-35或30-33的范围内；
反应出口压力(barg)在约23-35、23-33、23-31、25-35、25-33、 25-31、28-35、28-33或-28-31的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约15-25、15-22、15-21、18-25、18-22、18-21、 19-25或19-22的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约180、165或156，在某些实 施方案中为约120-180、120-165、120-156、134-180、134-165、134-156、 140-180、140-165或140-156；
氢骤冷气体进料速率(Lt骤冷/Lt进料)高达约0.8、0.7、0.6或0.5， 并且在某些实施方案中在约0.35-0.6、0.35-0.55、0.35-0.5、0.4-0.6、 0.4-0.55、0.4-0.5、0.45-0.6、0.45-0.55或0.45-0.5的范围内；以及
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约60、55、47或45，在某些实施 方案中为约34-55、34-47、34-45、40-55、40-47、40-45、42-55、42-47 或42-45。
在某些实施方案中，py-gas氢化处理区600的第二反应段的操作 条件包括：
反应器入口温度(℃)在约225-350、225-318、225-303、255-350、 255-318、255-303、270-350、270-318、270-303或285-291的范围内；
反应器出口温度(℃)在约289-445、289-405、289-386、328-445、 328-405、328-386、345-445、345-405、345-386或364-370的范围内；
作为加权平均床温(WABT)的运行开始(SOR)反应温度(℃)在约 217-336、217-306、217-291、245-336、245-306、245-291、260-336、 260-306、260-291或274-280的范围内；
作为WABT的运行结束(EOR)反应温度(℃)在约325-416、325-380、325-362、305-416、305-380、305-362、325-416、325-380、 325-362或340-346的范围内；
反应入口压力(barg)在约25-37、25-34、25-32、28-37、28-34、 28-32、29-37、29-34或29-32的范围内；
反应出口压力(barg)在约23-35、23-32、23-30、26-35、26-32、 26-30、28-35、28-32或28-30的范围内；
氢分压(barg)(出口)在约6-10、6-9、7-10或7-9的范围内；
氢处理气体进料速率(SLt/Lt)高达约135、126、116或110，在某 些实施方案中为约84-126、84-116、84-110、95-126、95-116、95-110、 100-126、100-116或100-110；以及
补给氢气进料速率(SLt/Lt)高达约30、27或24，在某些实施方案 中为约18-30、18-27、18-24、21-30、21-27、21-24、22-30、22-27 或22-24。
提供有效量的具有选择性氢化功能性的催化剂，其通常含有选自 Co、Mo、Pt、Pd、Fe或Ni的金属或金属化合物(氧化物或硫化物) 的一种或多种活性金属组分。通常将活性金属组分沉积或以其他方式 结合在载体如无定形氧化铝、无定形硅铝土、沸石或其组合上。示例 性的选择性氢化催化剂主要使用Pd作为氧化铝载体上的活性金属组 分，包括以商品名600和601商购获得的那些。相 对于第一段热解汽油反应器催化剂而言，基于新鲜进料的有效液时空 速值(h-1)在约0.1-10.0、0.1-5.0、0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、 0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0或0.9-1.44的范围内。第一段热解汽油反应 器中使用的合适催化剂具有在约18-30、22-30、18-26或22-26个月 范围内的预期寿命。
提供有效量的第二段热解汽油反应器催化剂，其包括具有氢化功 能性并且通常含有选自元素周期表IUPAC第6至10族的金属或金属 化合物(氧化物或硫化物)的一种或多种活性金属组分的那些。在某些 实施方案中，活性金属组分是Co、Ni、W和Mo中的一种或多种。 通常将活性金属组分沉积或以其他方式结合在载体如无定形氧化铝、 无定形硅铝土、沸石或其组合上。在某些实施方案中，在第一段热解 汽油反应器中使用的催化剂包括选自Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W和 Co/Ni/Mo的一种或多种催化剂。也可以使用Co/Mo、Ni/Mo、Ni/W 和Co/Ni/Mo中的一种或多种的组合。例如，可以使用以商品名 806和807商购获得的催化剂颗粒与Co和Ni/Mo 的金属组分的组合。所述组合可以由含有单一活性金属物质的不同颗 粒或含有多种活性物质的颗粒组成。相对于第一段热解汽油反应器催 化剂而言，基于新鲜进料的有效液时空速值(h-1)在约0.1-10.0、0.1-5.0、 0.1-2.0、0.3-10.0、0.3-5.0、0.3-2.0、0.5-10.0、0.5-5.0、0.5-2.0或0.8-1.2 的范围内。第二段热解汽油反应器中使用的合适催化剂具有在约 18-30、22-30、18-26或22-26个月范围内的预期寿命。
将氢化处理的热解汽油604、氢化处理的流体催化裂解石脑油 672以及富含化学品的重整产物流426的全部或一部分导引到芳烃提 取区620。如上所述，富含化学品的重整产品流426可以以不同的量 用作芳烃提取区620的进料。在某些实施方案中，为了使石油化学品 的产量最大化，将氢化处理的热解汽油604的全部、实质部分或显著 部分通到芳烃提取区620。在以汽油生产为目标的操作模式中，将一 些氢化处理的热解汽油604通到汽油池(未示出)。
芳烃提取区620例如包括一个或多个提取蒸馏单元，并操作用以 将氢化处理的热解汽油和流体催化裂解石脑油分离成高纯度苯、甲 苯、二甲苯和C9芳烃。如图21所描绘，从芳烃提取区620回收苯流 624、混合二甲苯流626和提余液流646，将提余液流646作为额外进料导引到混合进料蒸汽裂解区230。另外，将甲苯流636从芳烃提 取区620通到甲苯和C9+烷基转移区630以生产额外的苯和二甲苯， 作为物流640再循环到芳烃提取区620。在某些实施方案中，可以回 收乙苯(未示出)。还从芳烃提取区620回收重芳烃642。
在芳烃提取区620的操作的某些实施方案中，使用例如n-甲酰基 吗啉(NFM)作为提取溶剂，通过提取蒸馏从进料中分离芳烃。通过蒸 馏分离苯、甲苯、混合二甲苯和C9+芳烃。将苯和混合二甲苯作为产 物流624和626回收，并将甲苯636和C9+芳烃638送到甲苯和C9+ 烷基转移区630。含有苯和混合二甲苯的烷基转移区产物流640返回 芳烃提取区620的回收区段。将链烷烃提余液流646作为混合进料蒸 汽裂解区230的进料再循环。在某些实施方案中，链烷烃提余物流 646与混合进料蒸汽裂解区230直接流体连通，也就是说，在蒸汽裂 解步骤之前，该物流不经受进一步的催化处理。
溶剂的选择、操作条件以及接触溶剂和进料的机构容许控制芳烃 提取的水平。例如，合适的溶剂包括n-甲酰基吗啉、糠醛、N-甲基-2- 吡咯烷酮、二甲基甲酰胺、二甲基砜、苯酚、硝基苯、环丁砜、乙腈 或二醇，并且可以以高达约20:1，在某些实施方案中，高达约4:1， 并且在另外的实施方案中，高达约2:1的溶剂与油的比率提供。合适 的二醇包括二乙二醇、乙二醇、三乙二醇、四乙二醇以及二丙二醇。 提取溶剂可以是纯二醇或用约2-10重量％水稀释的二醇。合适的环丁 砜包括烃取代的环丁砜(例如，3-甲基环丁砜)、羟基环丁砜(例如，3- 环丁砜醇和3-甲基-4-环丁砜醇)、环丁砜基醚(例如，甲基-3-环丁砜基 醚)以及环丁砜基酯(例如，乙酸3-环丁砜酯)。
芳烃分离装置可以在约40-200、40-150、60-200、60-150、86-200 或80-150℃的范围内的温度下操作。芳烃分离装置的操作压力可以在 约1-20、1-16、3-20、3-16、5-20或5-16barg的范围内。在本文所述 的系统和方法的某些实施方案中可用作芳烃分离装置的装置类型包 括提取蒸馏塔。
在芳烃提取区620的操作的一个实施方案中，进料主要含有C6+ 组分，并分馏成C6-C8的“中心馏分”，重C9+馏分。将C6-C8馏分 导引到提取蒸馏系统，通过溶剂蒸馏将芳烃与非芳烃(饱和物)分离。 将来自C6-C8的提余液(非芳烃)除去并作为原料再循环回裂解复合 体。芳烃可溶于溶剂中并从提取蒸馏塔的底部运送到溶剂汽提器，其 中将其从溶剂中汽提出来以生产芳烃提取物和贫溶剂，使贫溶剂再循 环回提取蒸馏塔。将混合芳烃提取物导引到一系列分馏塔(苯塔、甲 苯塔和二甲苯塔)，其中每种芳族物质例如作为苯流624和混合二甲 苯流626依次除去。将重C9+馏分进一步分离成C9物质和C10+物质。 将甲苯和C9产物导引到甲苯和C9+烷基转移区630，其中将使其反 应形成额外的苯和混合二甲苯。使该物流再循环回芳烃提取区620的 分馏部分以回收苯和混合二甲苯以及使未转化的甲苯和C9芳烃再循 环。烷基转移流出物不需要在溶剂蒸馏区段中再提取，因此导引到苯 塔的入口。在某些实施方案中，甲苯可以再循环至消失或接近消失。 将C10和较重的芳烃作为产物642除去。在某些实施方案中，可以回 收乙苯。
甲苯和C9+烷基转移区630在有效使甲苯和C9+芳烃歧化成含有 苯、混合二甲苯和重芳烃的混合物流640的条件下操作。苯和二甲苯 的产物比可以通过选择催化剂、原料和操作条件来调节。烷基转移区 630自芳烃提取区620中接收甲苯流636和C9+芳烃流638作为进料。 在某些实施方案中，供应少量的氢气632用于烷基转移反应，在某些 实施方案中，其全部或部分地由来源于烯烃回收区270的氢气流210 获得。发生侧裂解反应，生产燃料气流，例如，将其通到燃料气体系 统；和LPG流634，使其再循环到混合进料蒸汽裂解区。由于缩合反 应产生少量如占芳烃提取总进料的0.5-3重量％的重芳烃，并将其通 到混合流640，以与其他重芳烃一起回收。
在甲苯和C9+烷基转移区630的一个实施方案的操作中，使甲苯 和C9芳烃在温和条件下与氢气反应，形成C6-C11芳烃的混合物。 使混合芳族产物流640再循环回芳烃提取区620，其中苯和混合二甲 苯作为产物回收。使C7和C9芳烃作为进料再循环回到烷基转移区 630，并且将C10+馏分作为重芳烃物流642从芳烃提取区620中除去。 歧化反应在有效量的氢气存在下发生。在反应器条件下通过裂解反应 消耗最少量的氢气。使吹扫气体再循环回裂解复合体以回收组分。
在某些实施方案中，热解油流236和256可以作为低硫组分调和 到燃料油池中，和/或用作炭黑原料。在额外的实施方案中，热解油 流236和256中的任一种或两种可以分馏(未示出)成轻热解油和重热 解油。例如，轻热解油可以与一种或多种中间馏出物流调和，从而处 理0-100％的来源于热解油流236和256中的任一种或两种的轻热解 油，以生产柴油燃料产物和/或混合进料蒸汽裂解区230的额外进料。 在另一个实施方案中，0-100％的来源于热解油流236、256的任一种 或两种的轻热解油可以在真空瓦斯油加氢处理区进行处理。在某些实 施方案中，可以将轻热解油的全部、实质部分、显著部分或主要部分 通到柴油氢化处理区180和/或真空瓦斯油加氢处理区中的一个或两 个；可以将任何剩余部分调和到燃料油池中。重热解油可以作为低硫 组分调和到燃料油池中，和/或用作炭黑原料。在另外的实施方案中， 来源于热解油流236、256中的一种或两种的0-100％轻热解油和/或 0-100％重热解油可以在任选的渣油处理区800中处理。在某些实施方 案中，热解油流236、256(轻和重)的全部、实质部分、显著部分或主 要部分可以在任选的渣油处理区800中处理。
图24描绘任何上述方法的变型，其包括集成复分解单元530。 例如，合适的复分解区530可以包括但不限于基于可从Chicago Bridge &Iron Company N.V.(CB&I),NL商购获得的技术的系统。
复分解单元530的原料包括：乙烯混合进料蒸汽裂解产物的一部 分536；来自C4蒸馏单元520的C4提余液3流532和来自py-gas 氢化处理区600的烯烃C5馏分606。C4提余液-3流532是来自1- 丁烯回收区520的总C4提余液-3的0-100％；可以使任何剩余部分 524再循环到混合进料蒸汽裂解区230。来自复分解单元530的产物 包括丙烯534和物流542，物流542具有来自复分解单元的大部分饱 和的C4/C5的混合物，使其再循环到混合进料蒸汽裂解区。在某些实 施方案中，也可以将异丁烯544回收(以虚线显示)并导引到甲基叔丁 基醚区510。在不分离异丁烯的情况下操作的实施方案中，其包含在 物流542内。
图25描绘流体催化裂解石脑油706和来自蒸汽裂解器的原始热 解汽油流212在石脑油氢化处理区610中混合并处理的实施方案。石 脑油氢化处理区610在有效量的从在石脑油氢化处理区610内再循环 获得的氢气和补给氢气680的存在下操作。在某些实施方案中，补给 氢气680的全部或一部分来源于来自烯烃回收系列270的蒸汽裂解器 氢气流210。将流出物燃料气体回收，并且例如将其通到燃料气体系 统。
来自裂解石脑油氢化处理反应器的流出物通常含有C5-C9+烃。 在某些实施方案中，将C5-C9+烃通到芳烃提取区620，且芳烃提取 区620包括脱戊烷步骤以除去C5。在其他实施方案中并且如例如图 25中所示，石脑油氢化处理区610包括脱戊烷步骤以除去C5，C5作为物流644再循环到混合进料蒸汽裂解区230。将通常含有C6-C9+ 烃的氢化处理的混合石脑油流678通到芳烃提取区620。图25的方 法根据关于图12、图13和图21的描述或在所有其他方面，根据本 文的任何其他实施方案操作。
图26描绘煤油脱硫在任选的单元中进行的实施方案，也就是说， 可以将第一中间馏出物馏分118导引通过煤油脱硫区170或导引到馏 出物氢化处理区180。图27的方法根据关于图12、图13和图21的 描述或在所有其他方面，根据本文的任何其他实施方案操作。
在期望使煤油燃料172最大化的时段期间，可以将第一中间馏出 物馏分118导引到煤油脱硫区170。在使混合进料蒸汽裂解区230的 原料最大化的时段期间，可以将第一中间馏出物馏分118导引到馏出 物氢化处理区180，以生产额外的氢化处理石脑油184。在额外的可 选实施方案中，可以将第一中间馏出物馏分118分开(基于体积或重 量，例如用转向器)，使得一部分通到馏出物氢化处理区180，且将剩 余部分通到煤油脱硫区170。
图27描绘排除煤油脱硫的实施方案。因此，在图27的实施方案 中，使用两种中间馏出物馏分。在该实施方案中，将第一中间馏出物 馏分124导引到馏出物氢化处理区180，并且第二中间馏出物馏分134 可以类似于本文其他实施方案中所述的第三中间馏出物馏分126。在 使用27中所示的布置的一个实例中，第一中间馏出物馏分124含有 煤油范围的烃和中等AGO范围的烃，且第二常压蒸馏区中间馏出物 馏分134含有重AGO范围的烃。在使用图27中所示的布置的另一个 实例中，第一中间馏出物馏分124含有煤油范围的烃和一部分中等 AGO范围的烃，且第二中间馏出物馏分134含有一部分中等AGO范 围的烃和重AGO范围的烃。图27的方法根据关于图9和图11的描 述或在所有其他方面，根据本文的任何其他实施方案操作。
有利地，配置的工艺动态以及单元和物流的集成实现在混合进料 蒸汽裂解和其他处理单元之间的实用物流的非常高水平的集成，引起 增加的效率和降低的总体操作成本。例如，可以紧密地集成氢气，从 而使来自界区外部的净氢需求最小化或甚至排除。在某些实施方案 中，基于集成方法中氢用户所需的总氢气计，来自界区外部的总氢利 用率小于约40重量％、30重量％、15重量％、10重量％或5重量％ 氢气。氢气从烯烃回收系列和化学重整器中回收，并将其供应给系统 中的氢用户，所述系统包括柴油氢化处理器、瓦斯油氢化处理器或加 氢裂解器、py-gas氢化处理器、流体催化裂解石脑油氢化处理器以及 烷基转移，以便自界区内得到实用氢气的大部分或全部。在某些实施 方案中，存在零外部氢气使用，其中仅需要补给氢气来启动操作，因 此当反应达到平衡时，来源于混合进料蒸汽裂解产物的氢气提供足够 的氢气以维持集成方法中氢用户的氢需求。在另外的实施方案中，存 在净氢增益，使得可以将氢气例如添加到用于操作集成方法内的各种 加热单元的燃料气体中。
此外，本文所述的集成方法为来自加氢处理单元的废气和轻馏分 提供有用的出口。例如，通到原油复合体100的饱和气体设备150的 物流156可以含有来自诸如柴油氢化处理区180、瓦斯油氢化处理区 300和/或py-gas氢化处理区600的加氢处理单元的废气和轻馏分。 在其他实施方案中，与将这些废气和轻馏分通到物流156组合或作为 其替代，可以将全部或一部分导引到混合进料蒸汽裂解单元230。例 如，可以使用包括低温蒸馏/分离操作的冷蒸馏区段(“冷箱”)将C2自 甲烷、氢气和C2的混合物中分离，所述冷蒸馏区段可以与混合进料 蒸汽裂解单元230、饱和气体设备150和/或烯烃回收区270中的任何 一种或全部集成。可以将甲烷和氢气通到燃料气体系统或烯烃回收区 270的适当区段，诸如氢气净化系统。在更另外的实施方案中，与将 这些废气和轻馏分通到物流156和/或将其导引到混合进料蒸汽裂解 单元230组合或作为其替代，可以将全部或一部分导引到烯烃回收区 270的适当区段，诸如脱丙烷塔，或将气体与脱丙烷塔塔顶物组合。
本文所述的实施方案提供实现在例如高达80重量％、50重量％ 或45重量％的范围内，且在某些实施方案中，在约39-45重量％的范 围内的原油到化学品转化率的能力。在某些实施方案中，化学转化率 为至少约39重量％，且在某些实施方案中，在约39-80、39-50或39-45 重量％的范围内。应当理解，该原油到化学品的转化率可以根据诸如 进料、所选技术、催化剂选择和各个单元操作的操作条件的标准而变 化。
在一些实施方案中，各个单元操作可以包括控制器，以根据需要 监测和调节产品构成。控制器可以根据期望的操作条件来引导装置的 任何各个单元操作内的参数，所述操作条件可以例如基于客户需求和 /或市场价值。控制器可以基于由操作员数据输入和/或自动检索数据 产生的一个或多个信号来调节或调控与一种或多种单元操作相关联 的阀、进给器或泵。
这种控制器提供具有多种操作模式的通用单元，其可以响应多种 输入以增加回收产物的灵活性。控制器可以使用一种或多种计算机系 统来实施，所述计算机系统可以是例如通用计算机。可选地，计算机 系统可以包括专门编程的特殊用途硬件，例如专用集成电路(ASIC) 或意图用于炼油厂内特定单元操作的控制器。
计算机系统可以包括通常连接到一个或多个存储器设备的一个 或多个处理器，所述存储器设备可以包括例如磁盘驱动器存储器、闪 存设备、RAM存储器设备或用于存储数据的其他设备中的任何一种 或多种。存储器通常用于在系统操作期间存储程序和数据。例如，存 储器可以用于存储与一段时间内的参数有关的历史数据，以及操作数 据。包括实施本发明的实施方案的编程代码的软件可以存储在计算机 可读和/或可写非易失性记录介质上，然后通常被复制到存储器中， 然后可以由一个或多个处理器执行。这种编程代码可以用多种编程语 言中的任何一种或其组合来编写。
计算机系统的组件可以通过一个或多个互连机制耦合，所述互连 机制可以包括例如在集成在同一设备内的组件之间的一个或多个总 线和/或例如在驻留在单独分立设备上的组件之间的网络。互连机制 通常使得能够在系统的组件之间交换通信，例如数据和指令。
计算机系统还可以包括一种或多种输入设备，例如键盘、鼠标、 轨迹球、麦克风、触摸屏和其他人机界面设备，以及一种或多种输出 设备，例如打印装置、显示屏或扬声器。此外，除了可以由系统的组 件中的一种或多种形成的网络之外或作为其替代，计算机系统可以含 有可以将计算机系统连接到通信网络的一个或多个接口。
根据本文所述的方法的一个或多个实施方案，所述一种或多种输 入设备可以包括用于测量装置和/或其单元操作的任何一个或多个参 数的传感器和/或流量计。可选地，传感器、流量计、泵或所述装置 的其他组件中的一个或多个可以连接到可操作地耦合到计算机系统 的通信网络。上述任何一个或多个可以耦合到另一个计算机系统或组 件，以通过一个或多个通信网络与计算机系统通信。这样的配置允许 任何传感器或信号发生设备位于距计算机系统相当远的距离处和/或 允许任何传感器位于距任何子系统和/或控制器相当远的距离处，同 时仍在其间提供数据。这种通信机制可以通过利用任何合适的技术来实现，所述技术包括但不限于利用有线网络和/或无线网络和协议的 技术。
尽管以上通过示例的方式将计算机系统描述为可以在其上实践 本文的方法的各个方面的一种类型的计算机系统，但是应当理解，本 发明不限于以软件或在计算机系统上如示例性描述的那样实施。实际 上，不是在例如通用计算机系统上实施，而是控制器或其组件或子部 分可以可选地作为专用系统或专用可编程逻辑控制器(PLC)或在分布 式控制系统中实施。另外，应当理解，所述方法的一个或多个特征或 方面可以用软件、硬件或固件或其任何组合来实施。例如，可由控制 器执行的算法的一个或多个片段可以在单独的计算机中执行，这些计 算机又可以通过一个或多个网络通信。
在一些实施方案中，一个或多个传感器和/或流量计可以包括在 整个工艺中的位置，其与手动操作器或自动控制系统通信以在可编程 逻辑控制过程中实施合适的工艺修改。在一个实施方案中，一种方法 包括控制器，所述控制器可以是任何合适的编程或专用的计算机系 统、PLC或分布式控制系统。可以测量某些产物流的流速，并且可以 根据需要重定向流以满足必要的产品构成。
可以产生各种调节或控制的因素包括客户对各种烃产品的需求、 各种烃产品的市场价值、原料性质如API重力或杂原子含量以及产品 质量(例如，汽油和中间馏出物指示性质，诸如汽油的辛烷值和中间 馏出物的十六烷值)。
所公开的方法和系统产生用于直接转化原油如轻原油，诸如阿拉 伯超轻(AXL)原油或阿拉伯轻(AL)原油的新出口。另外，所公开的方 法和系统提供新的配置，与已知的方法和系统相比，相对于来自燃料 或炼油厂副产物的化学生产的常规方法，所述配置需要较低的资本支 出，并且利用精炼单元和集成的化学复合体。所公开的方法和系统实 质性增加原油的比例，所述原油被转化为传统上具有高市场价格的高 纯度化学品。使用本文所述的过程和系统最小化或排除由提高商业证 明的工艺容量的阈值而导致的复杂性。
所公开的方法和系统利用以新颖配置布置的不同商业上证明的 单元。这些新颖的配置使得能够生产精制的产品和石油化学品，包括 烯烃、芳烃、MTBE和丁二烯。与使用炼油中间体或副产物作为原料 的传统化学生产相比，所公开的方法和系统允许化学品生产者脱离燃 料市场并且具有更大的自由度以增加作为原油率的分数的化学品收 率。而且，所公开的方法和系统实质性增加原油的比例，所述原油被 转化为传统上具有高市场价格的高纯度化学品。
所公开的方法和系统提供化学品生产的替代方案，其相对于利用 精炼单元和集成化学复合体的常规路线具有较低的资本投资。此外， 所公开的方法和系统提供同时生产燃料产品和化学产品的灵活性。化 学品与残余燃料的比率可以通过工艺操作来调节，以应对不断变化的 燃料和化学品市场机会。在某些实施方案中，该工艺配置是灵活的， 以使得能够处理原油，诸如阿拉伯轻原油或阿拉伯超轻原油，以提供 优异的化学产品生产，同时最小化精制燃料产品的生产。这些配置提 供结构操作的灵活性，以调节石油化学品与精炼产品的比率，以实现 最佳操作，并允许转变化学品到燃料的生产比率，从而调节到市场条件。
例如，在真空瓦斯油加氢处理中，随着苛刻度增加，UCO(或氢 化处理的瓦斯油)的收率随石脑油收率的增加而降低，尽管在很大程 度上馏出物的收率确实发生了变化，因为野生石脑油产品是馏出物裂 解产生的。UCO产物通过开环反应进行化学重构，在性质上变得更 加链烷烃性，并且仍然是瓦斯油沸程产物。通过调整真空瓦斯油加氢 处理的苛刻度，石脑油和UCO(或氢化处理的瓦斯油)之间的相对产出 率转变。蒸汽裂解器中石脑油的烯烃收率优于UCO(或氢化处理的瓦 斯油)；而来自UCO(或氢化处理的瓦斯油)的重产物收率(混合C4和 热解汽油)优于石脑油。因此，调整真空瓦斯油加氢处理转化的关键 优势是经济地且动态地解决烯烃和芳烃产物的不断变化的市场条件， 这可能会急剧变化。
每个处理单元在这些单元的典型条件下操作，这些条件可以基于 进料的类型而变化，以在单元设计的容量内使所需产品最多化。所需 产物可以包括适合作为混合进料蒸汽裂解区230的原料的馏分，或适 合用作燃料产物的馏分。同样，处理单元根据进料特性和所需产物采 用一种或多种适当的催化剂。本文描述这些操作条件和催化剂的某些 实施方案，但应理解，这些变化是本领域众所周知的并且在本领域技 术人员的能力范围内。
出于本文的简化示意图和描述的目的，未示出在原油中心中常规 的伴随组件，诸如多个阀、温度传感器、一个或多个预热器、一种或 多种脱盐操作等。
另外，不包括流体催化剂裂解中常规的多个阀、温度传感器、电 子控制器等。另外，也未示出流体催化剂裂解系统中常规的伴随组件， 诸如空气供应、催化剂料斗、烟道气处理等。
此外，未示出常规加氢处理单元中的伴随组件，诸如氢气再循环 子系统、排出流、废催化剂排放子系统和催化剂替换子系统等。
另外，未示出常规热裂解系统中的伴随组件，诸如蒸汽供应、焦 炭去除子系统、热解区段、对流区段等。
在以上和所附附图中已经描述了本发明的方法和系统；然而，修 改对于本领域的普通技术人员来说将是清楚的，并且本发明的保护范 围将由以下权利要求书所限定。
权利要求书(按照条约第19条的修改)
1.一种用于由原油进料生产石油化学品和燃料产品的集成方法，其包括：
在常压蒸馏单元(ADU)中从所述原油进料中分离至少：
第一ADU馏分，其包含直馏石脑油，
第二ADU馏分，其包含来自所述原油进料的中间馏出物的至少一部分，和
第三ADU馏分，其包含常压渣油；
在真空蒸馏单元(VDU)中从所述第三ADU馏分中分离至少：
第一VDU馏分，其包含真空瓦斯油；
在馏出物加氢处理(DHP)区中加氢处理来自所述第二ADU馏分的中间馏出物，并回收至少第一DHP馏分和第二DHP馏分，其中所述第一DHP馏分包含石脑油，并且所述第二DHP馏分用于柴油燃料生产；
在催化重整区中处理来自所述第一ADU馏分的石脑油，并回收富含化学品的重整产物；
在流体催化裂解区中处理所述第一VDU馏分以生产至少对应于作为石油化学品被回收的轻烯烃的第一FCC馏分、对应于FCC石脑油的第二FCC馏分和对应于循环油的第三FCC馏分；
在混合进料蒸汽裂解(MFSC)区中蒸汽裂解来自所述第一ADU馏分的石脑油和来源于芳烃提取区的提余液，并且在瓦斯油蒸汽裂解(GOSC)区中蒸汽裂解氢化处理的瓦斯油，其中蒸汽裂解在有效回收至少混合产物流H2、甲烷、乙烷、乙烯、混合C3和混合C4；热解气体；和热解油的条件下操作；
从所述混合产物流中回收H2、甲烷、非烯烃C2-C4和石油化学品乙烯、丙烯和丁烯，
在石脑油加氢处理区中加氢处理来自蒸汽裂解的热解气体，并回收氢化处理的热解气体；以及
在芳烃提取区中自氢化处理的热解气体和来自所述催化重整区的富含化学品的重整产物中分离芳烃以回收石油化学芳烃产品和芳烃提取区提余液，其中来源于芳烃提取的所述提余液是所述芳烃提取区提余液的全部或一部分。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述化学重整区包括半再生、循环再生或连续催化剂再生布置，使得石脑油进料与单功能或双功能重整催化剂接触，以生产所述富含化学品的重整产物。
3.如权利要求1或2所述的方法，其中在所述催化重整区中处理之前将石脑油氢化处理。
4.如权利要求1-3中任一项所述的方法，其中在重整之前将富含正链烷烃的物流与所述石脑油分离，并且其中将所述富含-链烷烃的物流的至少一部分通到所述MFSC。
5.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其还包括氢化处理所述第二FCC馏分以生产氢化处理的FCC石脑油。
6.如权利要求5所述的方法，其还包括在所述芳烃提取复合体中处理所述氢化处理的FCC石脑油，以回收额外的芳烃产物和额外的芳烃提取区提余液，所述芳烃提取区提余液被再循环到所述混合原料流裂解区。
7.如权利要求5所述的方法，其还包括从所述氢化处理的FCC石脑油中回收C5并使所述回收的C5再循环到所述混合进料流裂解区。
8.如权利要求7所述的方法，其还包括在所述芳烃提取复合体中处理所述氢化处理的FCC石脑油，以回收额外的芳烃产物和额外的芳烃提取区提余液，所述芳烃提取区提余液被再循环到所述混合原料流裂解区。
9.如权利要求1-8中任一项所述的方法，其中将所述第一DHP馏分的至少显著部分通到所述MFSC区或所述ADU。
10.如权利要求1-9中任一项所述的方法，其还包括在所述流体催化裂解区中处理之前在瓦斯油加氢处理(GOHP)区中加氢处理来自所述第一VDU馏分的真空瓦斯油，并回收含有沸点处于或低于常压渣油终沸点的组分并且包括LPG、石脑油和中间馏出物范围的组分的第一GOHP馏分和含有重油的第二GOHP馏分，将所述第二GOHP馏分通到所述流体催化裂解区。
11.如权利要求10所述的方法，其中将来自所述第一GOHP馏分的石脑油至少显著部分导引到所述混合进料流裂解区或所述常压蒸馏区。
12.如权利要求10所述的方法，其中将所述第一GOHP馏分的至少显著部分导引到所述馏出物加氢处理区。
13.如权利要求10所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述瓦斯油加氢处理区中处理的常压重瓦斯油。
14.如权利要求10所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述流体催化裂解区中处理而不进行加氢处理的常压重瓦斯油，并且所述第一VDU馏分在所述瓦斯油加氢处理区中加氢处理。
15.如权利要求10所述的方法，其还包括使所述第三FCC馏分的至少一部分在所述馏出物加氢处理区中通过。
16.如权利要求10所述的方法，其中所述GOHP区在加氢裂解条件下并且在加氢裂解催化剂存在下操作以将27-99重量％的所述GOHP区的进料转化为所述第一GOHP馏分，并且其中所述第二GOHP馏分包含未转化的油。
17.如权利要求10所述的方法，其中所述GOHP区在氢化处理条件下并且在氢化处理催化剂存在下操作以将2-30重量％的所述GOHP区的进料转化为所述第一GOHP馏分，并且其中所述第二GOHP馏分包含氢化处理的瓦斯油。
18.如权利要求10所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含导引到所述GOHP区的常压重瓦斯油。
19.如权利要求10所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述GOSC区中处理而不进行加氢处理的常压重瓦斯油。
20.如权利要求10所述的方法，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含煤油和直馏柴油馏分，所述煤油在煤油脱硫过程中处理以回收煤油燃料产物，所述直馏柴油馏分是在所述馏出物加氢处理区中处理的所述第二ADU馏分的所述部分。
21.如权利要求20所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述GOHP区或所述GOSC区中处理的常压重瓦斯油。
22.如权利要求1所述的方法，其中将所述第一DHP馏分的至少显著部分通到所述MFSC区或所述ADU。
23.如权利要求10所述的方法，其中将来自所述第一GOHP馏分的石脑油的至少显著部分导引到所述化学重整区。
24.如权利要求10所述的方法，其中将所述第一GOHP馏分的至少显著部分导引到所述馏出物加氢处理区。
25.如权利要求1-24中任一项所述的方法，其中使从所述混合产物流中回收的非烯烃C4再循环到所述混合进料流裂解区。
26.如权利要求1-24中任一项所述的方法，其中使从所述混合产物流中回收的非烯烃C4再循环到单独的处理区以生产额外的石油化学品。
27.如权利要求26所述的方法，其中所述单独的处理区将丁烯的混合物转化为混合丁醇。
28.如权利要求26所述的方法，其还包括：
从所述加氢化处理的热解气体中回收C5；
将所述回收的C5通到所述单独的处理区以生产额外的石油化学品；以及
将所述回收的乙烯的一部分通到所述单独的处理区；
其中所述单独的处理区是复分解反应区，其生产石油化学品丙烯和C4/C5提余液流，所述C4/C5提余液流被再循环到所述混合进料流裂解区。
29.如权利要求1-24中任一项所述的方法，其还包括从所述氢化处理的热解气体中回收C5并将所述回收的C5通到所述MFSC区、生产额外的石油化学品的所述单独的处理区，或通到所述混合进料流裂解区和生产额外的石油化学品的所述单独的处理区两者。
30.如权利要求29所述的方法，其中将所述回收的C5通到所述混合进料流裂解区。
31.如权利要求29所述的方法，其中将所述回收的C5通到生产额外的石油化学品的所述单独的处理区，其中所述单独的处理区将丁烯的混合物转化为混合丁醇。
32.如上述权利要求中任一项所述的方法，其中实现至少约39重量％的原油到化学品的转化率。

Claims (21)

1.一种用于由原油进料生产石油化学品和燃料产品的集成方法，其包括：
在常压蒸馏单元(ADU)中从所述原油进料中分离至少：
第一ADU馏分，其包含直馏石脑油，
第二ADU馏分，其包含来自所述原油进料的中间馏出物的至少一部分，和
第三ADU馏分，其包含常压渣油；
在真空蒸馏单元(VDU)中从所述第三ADU馏分中分离至少：
第一VDU馏分，其包含真空瓦斯油；
在馏出物加氢处理(DHP)区中加氢处理来自所述第二ADU馏分的中间馏出物，并回收至少第一DHP馏分和第二DHP馏分，其中所述第一DHP馏分包含石脑油，并且所述第二DHP馏分用于柴油燃料生产；
在瓦斯油加氢处理(GOHP)区中加氢处理来自所述第一VDU馏分的真空瓦斯油，并回收含有沸点处于或低于常压渣油终沸点的组分并且包括LPG、石脑油和中间馏出物范围的组分的第一GOHP馏分和含有重油的第二GOHP馏分，所述第二GOHP馏分是氢化处理的瓦斯油或真空瓦斯油范围内的未转化油；
在催化重整区中处理来自所述第一ADU馏分的石脑油，并回收富含化学品的重整产物；
在混合进料蒸汽裂解(MFSC)区中蒸汽裂解来自所述第一ADU馏分的石脑油和来源于芳烃提取区的提余液，并且在瓦斯油蒸汽裂解(GOSC)区中蒸汽裂解氢化处理的瓦斯油，其中蒸汽裂解在有效回收至少混合产物流H2、甲烷、乙烷、乙烯、混合C3和混合C4；热解气体；和热解油的条件下操作；
从所述混合产物流中回收H2、甲烷、非烯烃C2-C4和石油化学品乙烯、丙烯和丁烯，
在石脑油加氢处理区中加氢处理来自蒸汽裂解的热解气体，并回收氢化处理的热解气体；以及
在芳烃提取区中自氢化处理的热解气体和来自所述催化重整区的富含化学品的重整产物中分离芳烃以回收石油化学芳烃产品和芳烃提取区提余液，其中来源于芳烃提取的所述提余液是所述芳烃提取区提余液的全部或一部分。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述化学重整区包括半再生、循环再生或连续催化剂再生布置，使得石脑油进料与单功能或双功能重整催化剂接触，以生产所述富含化学品的重整产物。
3.如权利要求1所述的方法，其中在所述催化重整区中处理之前将石脑油氢化处理。
4.如权利要求1所述的方法，其中在重整之前将富含正链烷烃的物流与所述石脑油分离，并且其中将所述富含-链烷烃的物流的至少一部分通到所述MFSC。
5.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其中所述GOHP区在加氢裂解条件下并且在加氢裂解催化剂存在下操作以将27-99重量％的所述GOHP区的进料转化为所述第一GOHP馏分，并且其中所述第二GOHP馏分包含未转化的油。
6.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其中所述GOHP区在氢化处理条件下并且在氢化处理催化剂存在下操作以将2-30重量％的所述GOHP区的进料转化为所述第一GOHP馏分，并且其中所述第二GOHP馏分包含氢化处理的瓦斯油。
7.如权利要求1-6中任一项所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含导引到所述GOHP区的常压重瓦斯油。
8.如权利要求1-6中任一项所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述GOSC区中处理而不进行加氢处理的常压重瓦斯油。
9.如权利要求1-6中任一项所述的方法，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含煤油和直馏柴油馏分，所述煤油在煤油脱硫过程中处理以回收煤油燃料产物，所述直馏柴油馏分是在所述馏出物加氢处理区中处理的所述第二ADU馏分的所述部分。
10.如权利要求9所述的方法，另外，其中所述第二ADU馏分中的所述中间馏出物包含在所述GOHP区或所述GOSC区中处理的常压重瓦斯油。
11.如权利要求1-10中任一项所述的方法，其中将所述第一DHP馏分的至少显著部分通到所述MFSC区或所述ADU。
12.如权利要求1-11中任一项所述的方法，其中将来自所述第一GOHP馏分的石脑油的至少显著部分导引到所述化学重整区。
13.如权利要求12所述的方法，其中将所述第一GOHP馏分的至少显著部分导引到所述馏出物加氢处理区。
14.如权利要求1-13中任一项所述的方法，其中使从所述混合产物流中回收的非烯烃C4再循环到所述混合进料流裂解区。
15.如权利要求1-13中任一项所述的方法，其中使从所述混合产物流中回收的非烯烃C4再循环到单独的处理区以生产额外的石油化学品。
16.如权利要求15所述的方法，其中所述单独的处理区将丁烯的混合物转化为混合丁醇。
17.如权利要求15所述的方法，其还包括：
从所述加氢化处理的热解气体中回收C5；
将所述回收的C5通到所述单独的处理区以生产额外的石油化学品；以及
将所述回收的乙烯的一部分通到所述单独的处理区；
其中所述单独的处理区是复分解反应区，其生产石油化学品丙烯和C4/C5提余液流，所述C4/C5提余液流被再循环到所述混合进料流裂解区。
18.如权利要求1-13中任一项所述的方法，其还包括从所述氢化处理的热解气体中回收C5并将所述回收的C5通到所述MFSC区、生产额外的石油化学品的所述单独的处理区，或通到所述混合进料流裂解区和生产额外的石油化学品的所述单独的处理区两者。
19.如权利要求18所述的方法，其中将所述回收的C5通到所述混合进料流裂解区。
20.如权利要求18所述的方法，其中将所述回收的C5通到生产额外的石油化学品的所述单独的处理区，其中所述单独的处理区将丁烯的混合物转化为混合丁醇。
21.如上述权利要求中任一项所述的方法，其中实现至少约39重量％的原油到化学品的转化率。
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