CN112313312A - 石脑油分离器与hncc技术集成 - Google Patents

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Abstract

本文公开了处理全馏分石脑油并生产轻质烯烃和BTX的系统和方法。在石脑油分离器中分离全馏分石脑油以生产轻质石脑油料流和重质石脑油料流。然后将重质石脑油料流进料到重质石脑油催化裂化器中以生产裂化料流。可以使来自蒸汽裂化单元的流出物和来自催化裂化单元的流出物流入油骤冷塔中，并且在分离单元中进一步分离以生产纯化的乙烯、丙烯、丁二烯、1‑丁烯和BTX。裂化料流可以进一步处理。将轻质石脑油料流或与轻质石脑油料流合并的轻质物料流进料至蒸汽裂化器以生产包含烯烃的流出物料流。将蒸汽裂化器的流出物进料至处理单元以分离轻质烯烃。来自所述方法的C6+烃可以再循环。

Description

石脑油分离器与HNCC技术集成
相关申请的交叉引用
本申请要求于2018年6月12日提交的美国临时专利申请号62/684,089的优先权的权益，通过整体引用将其并入本文。
技术领域
本发明通常涉及处理全馏分石脑油的方法。更具体地，本发明涉及通过将全馏分石脑油在石脑油分离器中分离以生产轻质石脑油(包括液化石油气)和重质石脑油的方法，所述轻质石脑油和重质石脑油随后分别进行蒸汽裂化和催化裂化。本发明还通常涉及一种生产轻质烯烃和BTX(苯、甲苯和二甲苯)的方法，更具体地，本发明涉及一种将重质石脑油催化裂化和蒸汽裂化集成以生产轻质烯烃和BTX的方法。
背景技术
轻质烯烃(C2至C4烯烃)是许多化学过程的构成要素。轻质烯烃用于生产聚乙烯、聚丙烯、环氧乙烷、氯化乙烯、环氧丙烷和丙烯酸，它们反过来被用于许多行业，例如塑料加工、建筑、纺织和汽车行业。通常，轻质烯烃是通过蒸汽裂化石脑油生产的。然而，在该方法中，来自蒸汽裂化石脑油的大部分流出物被氢化并再循环回到蒸汽裂化单元，导致生产轻质烯烃的高能耗。单环芳族化合物，包括苯、甲苯和二甲苯(BTX)，是通常用于生产塑料和其他聚合物的化学物质。例如，轻质烯烃用于生产聚乙烯、聚丙烯、环氧乙烷、氯化乙烯、环氧丙烷和丙烯酸，它们反过来被用于许多行业，例如塑料加工、建筑、纺织和汽车行业。苯是生产聚苯乙烯、酚醛树脂、聚碳酸酯和尼龙的前体。甲苯用于生产聚氨酯以及用作汽油组分。二甲苯是用于生产聚酯纤维和邻苯二甲酸酐的原料。常规地，通过蒸汽裂化石脑油和/或链烷烃脱氢来生产烯烃。BTX通常通过石脑油的催化重整来生产。在过去的几十年中，由于对烯烃和BTX的需求一直持续增长，因此这些化学品的当前市场供应可能不足。石脑油的催化裂化已成为生产轻质烯烃和BTX的常用方法之一。然而，石脑油催化裂化的总效率相对较低，因为主要包含沸点为30至90℃的烃的石脑油轻质部分的催化裂化通常需要苛刻的反应条件(例如，高温)以实现轻质烯烃和BTX的目标收率。因此，通过催化裂化生产轻质烯烃和BTX的能耗较高，导致通过催化裂化石脑油生产轻质烯烃和BTX的成本高。因此，需要用于生产烯烃和/或BTX的替代方法。
重质石脑油催化裂化(HNCC)是一种能够生产轻质烯烃和BTX两者的工艺。它通常将终沸点(FBP)低于250℃的烃混合物转化为轻质烯烃和BTX。然而，由于较高的反应温度，进料至重质石脑油催化裂化单元的烃混合物的较轻质馏分消耗大量能量，导致轻质烯烃和BTX的生产成本高。
总体而言，尽管存在生产轻质烯烃和BTX的方法，但至少鉴于上述缺点，本领域仍然需要改进。
发明内容
已经发现与使用石脑油作为原料生产轻质烯烃和BTX有关的上述问题的解决方案。解决方案部分在于一种生产轻质烯烃和BTX的方法，其包括将石脑油进料料流分离成轻质石脑油料流和重质石脑油料流。将轻质石脑油进料至蒸汽裂化单元，将重质石脑油进料至重质石脑油催化裂化单元。来自蒸汽裂化单元和重质石脑油催化裂化单元两者的流出物在同一分离单元中进行处理。分离的C6+烃再循环到重质石脑油催化裂化单元，分离的轻质链烷烃(C2-C5链烷烃)再循环到蒸汽裂化单元。通过从催化裂化工艺的原料中除去轻质石脑油和从蒸汽裂化工艺的原料中除去重质石脑油馏分，这对于至少减少在轻质烯烃和BTX生产中的能耗可能是有益的。尤其是，该方法将蒸汽裂化单元和催化裂化单元集成，以优化能耗和轻质烯烃及BTX收率。更具体地，蒸汽裂化单元和催化裂化单元使用同一分离单元来分离和纯化所生产的轻质烯烃和BTX，从而进一步降低这样的生产的运营成本和资本支出。
该解决方案还在于处理全馏分石脑油的方法，所述方法包括将全馏分石脑油分离以产生重质石脑油料流和包括液化石油气(LPG)的轻质石脑油料流。随后将重质石脑油料流催化裂化以生产包含轻质烯烃和BTX的裂化料流。将包括LPG的轻质石脑油料流蒸汽裂化以生产额外的轻质烯烃。这对于至少提高重质石脑油催化裂化以生产轻质烯烃和BTX的能量效率，以及通过蒸汽裂化轻质石脑油馏分来生产额外的轻质烯烃来提高烯烃的生产率可能是有益的。因此，本发明的方法提供了一种技术方案，以解决与上述用于生产轻质烯烃和BTX的当前可用方法有关的至少一些问题。
本发明的实施方案包括一种生产烯烃和/或BTX的方法。所述方法包括将包含初沸点(IBP)在30至50℃范围内且FBP在210至220℃范围内的石脑油的进料料流分离，以形成包含IBP在60至65℃范围内且FBP在210至220℃范围内的重质石脑油的第一料流，和包含IBP在30至35℃范围内且FBP在40至60℃范围内的轻质石脑油的第二料流。所述方法进一步包括在催化裂化条件下使第一料流与催化剂接触，所述催化裂化条件足以引起第一料流中的烃裂化以形成包含以下中的一种或多种的第一中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。所述方法进一步包括使第二料流经受包括高于800℃的温度的蒸汽裂化条件以转化第二料流中的烃，从而形成包含以下中的一种或多种的第二中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。本发明的实施方案包括一种生产烯烃和/或BTX的方法。所述方法包括将包含IBP在30至50℃范围内且FBP在210至220℃范围内的石脑油的进料料流分离，以形成包含IBP在60至65℃范围内且FBP在210至220℃范围内的重质石脑油的第一料流，和包含初沸点在30至35℃范围内且FBP在40至60℃范围内的轻质石脑油的第二料流。所述方法进一步包括在催化裂化条件下使第一料流与催化剂接触，所述催化裂化条件足以引起第一料流中的烃裂化以形成包含以下中的一种或多种的第一中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯、二甲苯。所述方法还进一步包括使第二料流经受包括高于800℃的温度的蒸汽裂化条件以转化第二料流中的烃，从而形成包含以下中的一种或多种的第二中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。所述方法进一步包括使第一中间产物料流和第二中间产物料流流至油骤冷塔。所述方法进一步包括在油骤冷塔中冷却第一中间产物料流和第二中间产物料流，以生产油骤冷塔流出物料流。所述方法还进一步包括将油骤冷塔流出物料流分离成主要包含乙烯的产物料流、主要包含丙烯的产物料流和主要包含丁二烯的产物料流。本发明的实施方案包括一种生产烯烃和/或BTX的方法。所述方法包括将包含IBP在30至50℃范围内且FBP在210至220℃范围内的石脑油的进料料流分离，以形成包含IBP在60至65℃范围内且FBP在210至220℃范围内的重质石脑油的第一料流，和包含IBP在30至35℃范围内且FBP在40至60℃范围内的轻质石脑油的第二料流。所述方法进一步包括在催化裂化条件下使第一料流与催化剂接触，所述催化裂化条件足以引起第一料流中的烃裂化以形成包含以下中的一种或多种的第一中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯、二甲苯。所述方法进一步包括使第二料流在蒸汽裂化器中经受包括高于800℃的温度的蒸汽裂化条件以转化第二料流中的烃，从而形成包含以下中的一种或多种的第二中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。所述方法进一步包括使第一中间产物料流和第二中间产物料流流至油骤冷塔。所述方法还进一步包括在油骤冷塔中冷却第一中间产物料流和第二中间产物料流，以生产油骤冷塔流出物料流。所述方法还进一步包括将油骤冷塔流出物料流分离成主要包含乙烯的产物料流、主要包含丙烯的产物料流和主要包含丁二烯的产物料流。所述方法进一步包括回收由分离产生的再循环料流，其主要包括回收由分离步骤产生的再循环料流并将再循环料流再循环至蒸汽裂化器，其中再循环料流主要包括乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷、2-丁烯。
本发明的实施方案包括一种处理全馏分石脑油的方法。所述方法包含将全馏分石脑油进料至石脑油分离器。全馏分石脑油的IBP为30℃至50℃，FBP为210℃至220℃。所述方法进一步包括通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60℃至65℃且FBP为210℃至220℃的重质石脑油料流和IBP为30℃至35℃且FBP为40℃至60℃的轻质石脑油料流。所述方法进一步包括催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流。所述方法还进一步包括处理裂化料流以生产C2至C4烯烃、苯、甲苯和二甲苯。本发明的实施方案包括一种处理全馏分石脑油的方法。所述方法包含将全馏分石脑油进料至石脑油分离器。全馏分石脑油的IBP为30℃至50℃，FBP为210℃至220℃。所述方法进一步包括通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60℃至65℃且FBP为210℃至220℃的重质石脑油料流和IBP为30℃至35℃且FBP为40℃至60℃的轻质石脑油料流。所述方法进一步包括催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流。所述方法进一步包括处理裂化料流以生产C2至C4烯烃、苯、甲苯和二甲苯。所述方法还进一步包括蒸汽裂化轻质石脑油料流以生产烯烃。本发明的实施方案包括一种处理全馏分石脑油的方法。所述方法包含将全馏分石脑油进料至石脑油分离器。全馏分石脑油的IBP为30℃至50℃，FBP为210℃至220℃。所述方法进一步包括通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60℃至65℃且FBP为210℃至220℃的重质石脑油料流和IBP为30℃至35℃且FBP为40℃至60℃的轻质石脑油料流。所述方法进一步包括催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流。所述方法进一步包括处理裂化料流以生产主要共同地包含C2至C4烯烃、苯、甲苯、二甲苯的料流、主要包含C2至C4烃的轻质物再循环料流和主要包含C5至C12烃的重质物再循环料流。所述方法进一步包括将轻质石脑油料流与轻质物料流合并以形成合并轻质物料流。所述方法进一步包括蒸汽裂化合并轻质物料流以生产烯烃。
以下包括贯穿本说明书使用的术语和短语的定义。
术语“约”或“大约”被定义为接近，如本领域普通技术人员所理解的。在一个非限制性实施方案中，这些术语被定义为在10％以内，优选在5％以内，更优选在1％以内，最优选在0.5％以内。
术语“wt.％”、“vol.％”或“mol.％”分别指基于包括所述组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数计，所述组分的重量、体积或摩尔百分比。在非限制性实例中，在100摩尔材料中10摩尔组分为10mol.％的组分。
术语“基本上”及其变型被定义为包括10％以内、5％以内、1％以内或0.5％以内的范围。
当在权利要求和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“预防”或“避免”或这些术语的任意变型包括任意可测量的减少量或完全抑制以是实现期望的结果。
术语“有效”，如在说明书和/或权利要求中使用的该术语，表示足以实现期望的、预期的或意图的结果。
术语“萃余液”，如在说明书和/或权利要求书中使用的该术语，是指已从中除去了目标组分的产物料流的其余部分。
当在权利要求或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，词语“一(a)”或“一(an)”的使用可以表示“一个”，但是它也与“一个或多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的含义一致。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“Cn+烃”，其中n是正整数，例如1、2、3、4或5，是指每个分子具有至少n个碳原子的任何烃。
术语“包含(comprising)”(和任何形式的包含，如“包含(comprise)”和“包含(comprises)”)、“具有(having)”(和任何形式的具有，如“具有(have)”和“具有(has)”)、“包括(including)”(和任何形式的包括，如“包括(includes)”和“包括(include)”)或“含有(containing)”(和任何形式的含有，例如“含有(contains)”和“含有(contain)”)都是包括性的或开放式的，且不排除额外的、未列举的元素或方法步骤。
本发明的方法可以“包含”贯穿说明书公开的特定成分、组分、组合物等，“基本上由其组成”或“由其组成”。
术语“主要”，如在说明书和/或权利要求中使用的该术语，表示大于50wt.％、50mol.％和50vol.％中的任一个。例如，“主要”可以包括50.1wt.％至100wt.％和其间的所有值和范围、50.1mol.％至100mol.％和其间的所有值和范围、或50.1vol.％至100vol.％和其间的所有值和范围。
本发明的其它目的、特征和优点将从以下附图、详细描述和实施例中变得明显。然而，应理解，附图、详细说明和实施例虽然表明了本发明的具体实施方案，但仅以说明的方式给出，而并不意味着限制。另外，预期通过该详细描述，在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员而言将变得显而易见。在另外的实施方案中，来自特定实施方案的特征可以与来自其它实施方案的特征组合。例如，来自一个实施方案的特征可以与来自任意其它实施方案的特征组合。在另外的实施方案中，可以将附加特征增加到本文描述的特定实施方案中。
附图说明
为了更全面的理解，现结合附图参考以下描述，其中：
图1示出了根据本发明的实施方案的用于生产轻质烯烃和BTX的系统的示意图；且
图2示出了根据本发明的实施方案的生产轻质烯烃和BTX的方法的示意流程图。
图3示出了根据本发明的实施方案的处理全馏分石脑油的系统的示意图；且
图4示出了根据本发明的实施方案的处理全馏分石脑油的方法的示意流程图。
具体实施方式
目前，轻质烯烃和BTX均可通过石脑油例如重质石脑油的催化裂化来生产。轻质烯烃和BTX还可通过蒸汽裂化石脑油生产。然而，蒸汽裂化石脑油向轻质烯烃和BTX的总转化率相对较低，导致大量返回到蒸汽裂化单元的再循环料流，因此生产成本高。然而，裂化全馏分石脑油的轻质馏分增加工艺例如重质石脑油催化裂化单元的能耗。重质石脑油的可用性通常受到限制。因此，重质石脑油催化裂化的总生产效率低。本发明提供了与烯烃和BTX生产有关的至少一种问题的解决方案。所述解决方案以包括将全馏分石脑油分离成轻质石脑油料流和重质石脑油料流的方法为前提。将轻质物料流和/或轻质石脑油料流进料到蒸汽裂化器中以生产额外的烯烃，从而进一步提高轻质烯烃的生产效率。该方法还包括将重质石脑油料流催化裂化以生产烯烃、BTX和轻质物料流，从而提高重质石脑油催化裂化的能源效率。因此，所述方法能够通过仅利用重质石脑油作为催化裂化原料来减少催化裂化的能耗，提高转化率，和通过仅利用轻质石脑油作为蒸汽裂化原料来减少蒸汽裂化的能耗。另外，该方法对催化裂化单元和蒸汽裂化单元使用相同的生产分离系统，与用于轻质烯烃和BTX生产的蒸汽裂化和催化裂化的传统独立工艺相比，降低了生产成本和资本支出。在以下部分中将进一步详细讨论本发明的这些和其他非限制性方面。
A.用于生产烯烃和BTX的系统
在本发明的实施方案中，用于生产轻质烯烃和BTX的系统可以包括集成系统，所述集成系统包括石脑油分离单元、催化裂化单元、蒸汽裂化单元和产物分离单元。参考图1，示出了系统100的示意图，系统100能够生产轻质烯烃(例如，C2和C3烯烃)和BTX(苯、甲苯、二甲苯)，与常规方法相比具有提高的生产效率和降低的生产成本。根据本发明的实施方案，系统100包括石脑油分离器101，石脑油分离器101被配置为将石脑油料流11接收并分离成第一料流12和第二料流13。在本发明的实施方案中，第一料流12主要包含重质石脑油。重质石脑油的IBP可以为60至65℃，FBP可以为210至220℃。在本发明的实施方案中，第二料流13主要包含轻质石脑油。轻质石脑油的IBP可以为30至35℃，FBP可以为40至60℃。在本发明的实施方案中，石脑油分离器101可包括一个或多个吸收器、一个或多个吸附器、一个或多个蒸馏塔，或其组合。在本发明的实施方案中，石脑油分离器101可包括与蒸汽裂化器流体连通的第一出口，使得轻质石脑油料流从石脑油分离器101流至蒸汽裂化器。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化器可被配置成使轻质石脑油料流裂化以形成包含烯烃的流出物料流。在本发明的实施方案中，石脑油分离器可进一步包括与催化裂化器流体连通的第二出口。在本发明的实施方案中，催化裂化器是适用于重质石脑油催化裂化的重质石脑油催化裂化单元。石脑油分离器单元可以包括能够分离轻质石脑油和重质石脑油的一系列蒸馏塔。
根据本发明的实施方案，进料分离单元101的第一出口与进料预热与调节单元102的入口流体连通，使得主要包含重质石脑油的第一料流12从进料分离单元101流到进料预热与调节单元102。在本发明的实施方案中，进料预热与调节单元102适于将第一料流12预热至215至950℃及其间的所有范围和值的温度。进料预热与调节单元102可以进一步适于从第一料流12分离(a)重质物料流14和(b)第一含BTX料流16。进料预热与调节单元102可以进一步适于将蒸汽与第一料流12混合以生产催化裂化进料料流15。在本发明的实施方案中，催化裂化进料料流15具有的蒸汽与烃的重量比为0.2至0.7，及其间的所有范围和值，包括0.3、0.4、0.5和0.6。在本发明的实施方案中，催化裂化进料料流15的IBP为60至65℃，FBP为210至220℃。根据本发明的实施方案，进料预热与调节单元102包括被配置成加热第一料流12的热交换器。在实施方案中，进料预热与调节单元102可以进一步包括预热的进料分离器，其适于从第一料流12分离重质物料流4和第一含BTX料流16。
在本发明的实施方案中，第二料流13与蒸汽混合以形成蒸汽裂化进料料流17。蒸汽裂化进料料流17具有的蒸汽与烃的体积比可以为0.2至0.7，及其间的所有范围和值，包括0.3、0.4、0.5和0.6。根据本发明的实施方案，进料分离单元101的第二出口与蒸汽裂化单元103流体连通，使得蒸汽裂化进料料流17从进料分离单元101流向蒸汽裂化单元103。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化单元103被配置为在足以生产第二中间产物料流18的反应条件下蒸汽裂化蒸汽裂化进料料流17的烃。第二中间产物料流18可包含乙烯、丙烯、C4烃、BTX，或其组合。
根据本发明的实施方案，进料预热与调节单元102的出口与催化裂化单元104流体连通，使得催化裂化进料料流15从进料预热与调节单元102流到催化裂化单元104。在本发明的实施方案中，催化裂化单元104适于在足以生产第一中间产物料流20的反应条件下在催化剂存在下裂化催化裂化进料料流15的烃。在本发明的实施方案中，第一中间产物料流20主要包含乙烯、丙烯、C4烃、BTX，或其组合。在本发明的实施方案中，催化裂化单元104包含一个或多个流化床反应器、一个或多个固定床反应器、稠密床反应器，或其组合。在本发明的实施方案中，催化裂化单元104可含有包含一种或多种分子筛催化剂的催化剂。
在本发明的实施方案中，催化裂化单元104的第一出口与催化剂再生单元106流体连通，使得来自催化裂化单元104的料流19的废催化剂流到催化剂再生单元106。在本发明的实施方案中，催化剂再生单元106适于再生来自催化裂化单元104的废催化剂以生产再生的催化剂料流22和烟道气。根据本发明的实施方案，催化剂再生单元106进一步适于使用烟道气热量加热锅炉给水料流25以生产加热的锅炉给水料流流26。在本发明的实施方案中，催化剂再生单元106包括一个或多个炉。
催化剂再生106单元的出口可以与催化剂进料单元107流体连通，使得再生的催化剂料流22从催化剂再生单元106流到催化剂进料单元107。在本发明的实施方案中，催化剂进料单元107被配置为将再生的催化剂料流22与包含新鲜催化剂的催化剂补充料流23合并以形成催化剂进料料流24和将催化剂进料料流24进料至催化裂化单元104。
在本发明的实施方案中，催化裂化单元104的第二出口与过程热回收单元105流体连通，使得第一中间产物料流20从催化裂化单元104流到过程热回收单元105。过程热回收单元105可以被配置为使用加热的锅炉给水料流26冷却第一中间产物料流20以生产蒸汽料流27和冷却的第一中间产物料流21。在本发明的实施方案中，过程热回收单元105的出口与催化剂再生单元106流体连通，使得蒸汽料流27流到催化剂再生单元106。在本发明的实施方案中，蒸汽料流27被加热以生产过热蒸汽料流28。在本发明的实施方案中，过热蒸汽料流28处于135至850℃的温度及其间的所有范围和值。在本发明的实施方案中，过程热回收单元105包括一个或多个热交换器。
在本发明的实施方案中，过程热回收单元105的出口与油骤冷塔108流体连通，使得冷却的第一中间产物料流21从过程热回收单元105流到油骤冷塔108。根据本发明的实施方案，蒸汽裂化单元103的出口与油骤冷塔108流体连通，使得第二中间产物料流18从蒸汽裂化单元103流到油骤冷塔108。在本发明的实施方案中，油骤冷塔108适于将冷却的第一中间产物料流21和第二中间产物料流18冷却至期望温度。
根据本发明的实施方案，油骤冷塔108进一步适于将冷却的第一中间产物料流21和第二中间产物料流18的混合物分离成主要包含燃料油的燃料油料流30和油骤冷塔流出物料流29。在本发明的实施方案中，油骤冷塔108的出口可以与催化裂化单元104流体连通，使得燃料油料流18作为燃料流到催化裂化单元104，以为催化裂化单元104提供热量。
在本发明的实施方案中，油骤冷塔108的第二出口与水骤冷塔109的入口流体连通，使得油骤冷塔流出物料流29从油骤冷塔108流到水骤冷塔109。根据本发明的实施方案，水骤冷塔109适于冷却油骤冷塔流出物料流29以形成水骤冷料流31。
根据本发明的实施方案，水骤冷塔109的出口与第一压缩机110流体连通，使得水骤冷料流31从水骤冷塔流到第一压缩机110。在本发明的实施方案中，第一压缩机110适于压缩水骤冷料流31。在本发明的实施方案中，第一压缩机110是两级压缩机。第一压缩机110可进一步适于将水骤冷料流31分离成含C6+料流32和第一压缩产物料流33。在本发明的实施方案中，含C6+料流32包含BTX、C1-C5烃或其组合。第一压缩产物料流33可主要包含C1-C4烃或其组合。
在本发明的实施方案中，含C6+料流32的出口与脱己烷器111流体连通，使得含C6+料流32从第一压缩机110流到脱己烷器111。在本发明的实施方案中，脱己烷器111适于将含C6+料流32分离成多个料流，所述多个料流包括以下中的一种或多种：再循环至进料预热与调节单元102的包含C6+烃的C6+料流35、主要包含BTX的BTX料流34、和流回到第一压缩机110的返回料流36。
在本发明的实施方案中，脱己烷器111的出口与芳族化合物萃取单元112流体连通，使得BTX料流34从脱己烷器111流到芳族化合物萃取单元112。在本发明的实施方案中，芳族化合物萃取单元112适于从BTX料流34中萃取苯、甲苯、二甲苯以生产BTX产物料流37。在本发明的实施方案中，芳族化合物萃取单元112包括一个或多个萃取塔。在本发明的实施方案中，进料预热与调节单元102的出口与芳族化合物萃取单元112流体连通，使得第一含BTX料流16从进料预热与调节单元102流到芳族化合物萃取单元112。
在本发明的实施方案中，第一压缩产物料流33随后流过水洗单元113、第一碱塔(caustic tower)114、酸与氧去除单元115、第二碱塔116、第二压缩机117，以形成第二压缩产物料流38。在本发明的实施方案中，水洗单元113适于从第一压缩产物料流33中去除杂质。第一碱塔114可适于从第一压缩产物料流33中去除杂质。酸与氧去除单元115可适于从第一压缩产物料流33中去除酸性化合物和氧。第二碱塔116可适于进一步从第一压缩产物流33中除去额外的杂质。第二压缩机117可适于进一步压缩第一压缩产物料流33。第二压缩机117可进一步压缩第一压缩产物料流33。
根据本发明的实施方案，第二压缩机117与脱甲烷器118流体连通，使得第二压缩料流38从第二压缩机117流到脱甲烷器118。脱甲烷器118可适于从第二压缩料流38中除去甲烷和氢以形成脱甲烷料流39，其从脱甲烷器118流到脱乙烷器119。在本发明的实施方案中，脱乙烷器119适于将脱甲烷料流39分离为C2料流40和脱乙烷流料41。在本发明的实施方案中，C2料流40在C2分离器121中分离为乙烯料流42和乙烷料流43。在本发明的实施方案中，乙烯料流包含20至99重量％的乙烯及其间的所有范围。
在本发明的实施方案中，使脱乙烷料流41流至脱丙烷器120，脱丙烷器120适于将脱乙烷料流41分离成包含丙烷和丙烯的C3料流44和脱丙烷料流45。根据本发明的实施方案，使C3料流44流过MAPD氢化单元122以从C3料流44中除去甲基乙炔和丙二烯，以形成主要包含丙烷和丙烯的氢化C3料流46。氢化C3料流46可以在C3分离器123中进一步分离成包含20至99重量％的丙烯的丙烯料流47和主要包含丙烷的丙烷料流48。
根据本发明的实施方案，使脱丙烷料流45流至脱丁烷器124，脱丁烷器124适于将脱丙烷料流45分离成(1)脱丁烷料流50和(2)包含正丁烷、1-丁烯、2-丁烯、丁二烯、异丁烯、异丁烷或其组合的C4料流49。
在本发明的实施方案中，使C4料流49流至丁二烯与1-丁烯萃取单元125，丁二烯与1-丁烯萃取单元125适于将C4料流49分离成主要共同地包含丁二烯和1-丁烯的丁二烯和1-丁烯料流51，以及包含正丁烷、异丁烷、2-丁烯、异丁烯或其组合的萃余液料流52。在本发明的实施方案中，脱丁烷器124的出口与脱己烷器111的入口流体连通，使得脱丁烷料流50从脱丁烷器124流到脱己烷器111。根据本发明的实施方案，乙烷料流43、丙烷料流48、萃余液料流52或其组合再循环至蒸汽裂化单元103。
在实施方案中，脱己烷器118、脱乙烷器119、脱丙烷器120，脱丁烷器124和脱己烷器111中的每一个可包含一个或多个蒸馏塔。在本发明的实施方案中，C2分离器121和C3分离器123中的每一个包括一个或多个蒸馏塔。
B.生产轻质烯烃和BTX的方法
如图2所示，本发明的实施方案包括用于生产轻质烯烃和BTX的方法200。方法200可以由如图1所示的系统100来实现。根据本发明的实施方案，方法200包括在石脑油分离器101中分离包含石脑油的进料料流(石脑油料流11)以形成第一料流12和第二料流13，如方框201所示。在本发明的实施方案中，石脑油料流11包含具有在30至35℃的范围内的IBP和在210至220℃的范围内的FBP的烃。第一料流12可以包括重质石脑油，所述重质石脑油的IBP在60至65℃范围内及其间的所有范围和值，包括61℃、62℃、63℃和64℃，且FBP在210至220℃范围内及其间的所有范围和值，包括210至211℃、211至212℃、212至213℃、213至214℃、214至215℃、215至216℃、216至217℃、217至218℃、218至219℃和219至220℃的范围。第二料流13可以包括轻质石脑油，所述轻质石脑油的IBP在30至35℃范围内及其间的所有范围和值，包括31℃、32℃、33℃和34℃，且FBP在40至60℃范围内及其间的所有范围和值，包括40至41℃、41至42℃、42至43℃、43至44℃、44至45℃、45至46℃、46至47℃、47至48℃、48至49℃、49至50℃、50至51℃、51至52℃、52至53℃、53至54℃、54至55℃、55至56℃、56至57℃、57至58℃、58至59℃和59至60℃。在本发明的实施方案中，石脑油分离器101包含蒸馏单元。石脑油分离器101工作的工作温度可以为35至50℃及其间的所有范围和值，包括35至36℃、36至37℃、37至38℃、38至39℃、39至40℃、40至41℃、41至42℃、42至43℃、43至44℃、44至45℃、45至46℃、46至47℃、47至48℃、48至49℃和49至50℃的范围。石脑油分离器101的工艺条件可以进一步包括1至3bar及其间的所有范围和值的工作压力，包括1至1.2bar、1.2至1.4bar、1.4至1.6bar、1.6至1.8bar、1.8至2.0bar、2.0至2.2bar、2.2至2.4bar、2.4至2.6bar、2.6至2.8bar和2.8至3.0bar。
在本发明的实施方案中，将第一料流12在进料预热与调节单元102中预热并与蒸汽混合。在本发明的实施方案中，第一料流12在预热与调节单元102中进一步分离为预热和调节的第一料流15、第一含BTX料流16，和重质物料流14。在本发明的实施方案中，第一含BTX料流16可以包括10至40wt.％BTX和20至70wt.％C2至C4烯烃BTX和其间的所有范围和值。重质物料流14可以主要包括10至40wt.％C5和20至80wt.％C6至C12烃。
根据本发明的实施方案，如方框202所示，方法200包括在催化裂化单元104中，在足以引起预热和调节的料流15中的烃裂化的催化裂化条件下使预热和调节的第一料流15与催化剂接触，以形成第一中间产物料流20。在本发明的实施方案中，预热和调节的第一料流15具有的蒸汽与合并轻质物料流的体积比为0.2至0.7的范围，及其间的所有范围和值，包括0.3、0.4、0.5和0.6。在本发明的实施方案中，催化剂包含分子筛基催化剂。催化裂化条件可以包括800至950℃及其间的所有范围和值的反应温度。催化裂化条件可以包括1至4bar及其间的所有范围和值的反应压力。在本发明的实施方案中，第一中间产物料流20包含乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4烃、甲烷、氢、C5+烃或其组合。在本发明的实施方案中，所述C5+烃包括苯、甲苯和二甲苯。根据本发明的实施方案，第一中间产物料流20包含1至90wt.％乙烯、1至90wt.％丙烯、1至90wt.％C4烃、1至90wt.％BTX和1至90wt.％C5+烃。
根据本发明的实施方案，如方框203所示，方法200包括在蒸汽裂化器中使第二料流13经受足以将第二料流中的烃转化从而形成第二中间产物料流18的蒸汽裂化条件。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化条件包括蒸汽与合并轻质物料流的体积比为0.2至0.7的范围，及其间的所有范围和值，包括0.3、0.4、0.5和0.6。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化条件包括800至950℃及其间的所有范围和值的反应温度。蒸汽裂化条件可以包括5至10000ms及其间的所有范围和值的停留时间，包括5至10ms、10至30ms、30至50ms、50至80ms、80至100ms、100至500ms、500至1000ms、1000至2000ms、2000至3000ms、3000至4000ms、4000至5000ms、5000至6000ms、6000至7000ms、7000至8000ms、8000至9000ms和9000至10000ms的范围。根据本发明的实施方案，第二中间产物料流18包含乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4烃、甲烷、氢、C5+烃或其组合。在本发明的实施方案中，所述C5+烃包括苯、甲苯和二甲苯。在本发明的实施方案中，第二中间产物料流18包含1至90wt.％乙烯、1至90wt.％丙烯、1至90wt.％C4烃、1至90wt.％BTX和1至90wt.％C5+烃。
在本发明的实施方案中，第一中间产物料流20的过程热在过程热回收单元105中回收以生产蒸汽料流27和冷却的第一中间产物料流21。根据本发明的实施方案，如方框204所示，方法200进一步包括使冷却的第一中间产物料流21和第二中间产物料流18流至油骤冷塔108。在本发明的实施方案中，方法200进一步包括在油骤冷塔108中冷却冷却的第一中间产物料流21和第二中间产物料流18，以生产油骤冷塔流出物料流29，如方框205所示。油骤冷塔108可以以合适的停留时间工作。在本发明的实施方案中，冷却的第一中间产物料流21和第二中间产物料流18中的燃料油在油骤冷塔108中分离并再循环至催化裂化单元104。
在本发明的实施方案中，油骤冷塔流出物料流29在水骤冷塔109中进一步骤冷。根据本发明的实施方案，如方框206所示，方法200进一步包括将油骤冷塔流出物料流29分离成多个产物料流，包括主要包含乙烯的产物料流(乙烯料流42)、主要包含丙烯的产物料流(丙烯料流47)、主要包含丁二烯的产物料流和主要包含1-丁烯的产物料流。在本发明的实施方案中，所述多个产物料流进一步包括主要共同地包含苯、甲苯和二甲苯的BTX产物料流37。在本发明的实施方案中，方框206的分离在分离单元中进行，所述分离单元包含一个或多个压缩单元、一个或多个水骤冷塔、一个或多个蒸馏塔、一个或多个萃取单元、一个或多个碱塔、一个或多个洗涤单元，或其组合。在本发明的实施方案中，用于方框206的分离的分离单元包括水骤冷塔109、第一压缩机110、水洗单元113、第一碱塔114、酸与氧去除单元115、第二碱塔116、第二压缩机117、脱甲烷器118、脱乙烷器119、C2分离器121、脱丙烷器120、MAPD加氢单元122、C3分离器123、脱丁烷器124、丁二烯与1-丁烯萃取单元125、脱己烷器111、芳族化合物萃取单元112，如图1所示。
根据本发明的实施方案，如方框207所示，方法200进一步包括回收由框206的分离产生的主要包含乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷、2-丁烯、异丁烯的再循环料流，并将再循环料流再循环到蒸汽裂化单元103。在本发明的实施方案中，从乙烷料流43回收再循环料流中的乙烷。可从丙烷料流48回收再循环料流中的丙烷。可从萃余液料流52回收再循环料流中的正丁烷、异丁烷、2-丁烯和异丁烯。根据本发明的实施方案，如方框208所示，方法200进一步包括回收主要包含C6+烃的第二再循环料流(C6+料流35)，并将第二再循环料流再循环至进料预热与调节单元102以进一步催化裂化。尽管已经参考图2的方框描述了本发明的实施方案，但是应理解，本发明的操作不限于图2中所示的特定方框和/或方框特定顺序。因此，本发明的实施方案可以使用与图2不同的顺序的各种方框来提供如本文所述的功能。
C.用于处理全馏分石脑油并生产烯烃和BTX的系统
在本发明的实施方案中，用于处理全馏分石脑油并生产烯烃和BTX的系统可以包括与石脑油分离器和蒸汽裂化器集成的重质石脑油催化裂化单元。参考图3，示出了系统100的示意图，系统100适于处理全馏分石脑油以生产轻质烯烃(例如，C2至C4烯烃)和BTX(苯、甲苯、二甲苯)，与常规重质石脑油催化裂化方法相比具有提高的生产效率。根据本发明的实施方案，系统300包括石脑油分离器301，石脑油分离器301被配置为将全馏分石脑油料流311分离成轻质石脑油料流312和重质石脑油料流313。
根据本发明的实施方案，全馏分石脑油包括IBP为30至50℃且FBP为210至220℃的原油馏分。全馏分石脑油可以从常压和真空原油蒸馏中获得。在本发明的实施方案中，石脑油分离器301可包括一个或多个吸收器、一个或多个吸附器、一个或多个蒸馏塔，或其组合。在本发明的实施方案中，石脑油分离器301可包括与蒸汽裂化器302流体连通的第一出口，使得轻质石脑油料流312从石脑油分离器301流至蒸汽裂化器302。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化器302可被配置成使轻质石脑油料流312裂化以形成包含烯烃的流出物料流315。在本发明的实施方案中，石脑油分离器301可进一步包括与催化裂化器303流体连通的第二出口。在本发明的实施方案中，催化裂化器303是适用于重质石脑油催化裂化的重质石脑油催化裂化单元。石脑油分离器单元可以包括能够分离轻质石脑油和重质石脑油的一系列蒸馏塔。根据本发明的实施方案，催化裂化器303可包括固定床反应器、流化床反应器、稠密床反应器或其组合。在本发明的实施方案中，催化裂化器303可包括包含一种或多种分子筛催化剂的催化剂。在本发明的实施方案中，催化裂化器303被配置成使重质石脑油料流313裂化以形成包含烯烃和BTX的裂化料流314。在本发明的实施方案中，催化裂化器303可包括与处理单元304的第一入口流体连通的出口，使得裂化料流314从催化裂化器303流到处理单元304。根据本发明的实施方案，处理单元可包括与蒸汽裂化器302的出口流体连通的第二入口，使得流出物料流315从蒸汽裂化器流到处理单元304。替代地或附加地，裂化料流314和流出物料流315可在流至处理单元304之前合并。在本发明的实施方案中，处理单元304可以适于将来自催化裂化器的裂化料流314和/或来自蒸汽裂化器302的流出物料流315分离以形成(a)主要共同地包含烯烃和BTX的烯烃和BTX料流316，(b)轻质物再循环料流317，和(c)重质物再循环料流318。根据本发明的实施方案，处理单元304的非限制性实例可以包括压缩机、热交换器、分离塔、反应器、吸收器、吸附器、蒸馏塔、泵和干燥器或其组合。在本发明的实施方案中，处理单元304可包括与蒸汽裂化器302的入口流体连通的第一出口，使得轻质物再循环料流317从处理单元304流至蒸汽裂化器302。在本发明的实施方案中，处理单元304可包括与催化裂化器303的入口流体连通的第二出口，使得重质物再循环料流318从处理单元304流至催化裂化器303。在本发明的实施方案中，处理单元304可进一步包括被配置为从中释放烯烃和BTX料流316的第三出口。在本发明的实施方案中，处理单元304的第三出口可以与纯化单元流体连通，纯化单元被配置为进一步分离和/或纯化烯烃和/或BTX。在本发明的实施方案中，纯化单元可包括蒸馏塔、萃取塔、萃取蒸馏塔、反应器、膜分离器和干燥器或其组合。
D.处理全馏分石脑油并生产烯烃和BTX的方法
已经发现处理全馏分石脑油并生产烯烃和BTX的方法扩大了催化裂化器303(重质石脑油催化裂化器)的原料利用率并提高了重质石脑油催化裂化器的生产效率。如图4所示，本发明的实施方案包括处理全馏分石脑油的方法400。方法400可以由如图3所示的系统300来实现。根据本发明的实施方案，如方框401所示，方法400可以包括将全馏分石脑油料流311进料至石脑油分离器301。在本发明的实施方案中，全馏分石脑油的IBP为30至50℃及其间的所有范围和值，包括30至31℃、31至32℃、32至33℃、33至34℃、34至35℃、35至36℃、36至37℃、37至38℃、38至39℃、39至40℃、40至41℃、41至42℃、42至43℃、43至44℃、44至45℃、45至46℃、46至47℃、47至48℃、48至49℃和49至50℃。全馏分石脑油的FBP可以为210至220℃及其间的所有范围和值，包括210至211℃、211至212℃、212至213℃、213至214℃、214至215℃、215至216℃、216至217℃、217至218℃、218至219℃和219至220℃的范围。
根据本发明的实施方案，方法400可进一步包括通过石脑油分离器301分离全馏分石脑油以生产重质石脑油料流313和轻质石脑油料流312，如方框402所示。在本发明的实施方案中，(重质石脑油料流313的)重质石脑油的IBP可以是60至65℃及其间的所有范围和值，包括61℃、62℃、63℃和64℃。(重质石脑油料流313的)重质石脑油的FBP可以在210至220℃范围内及其间的所有范围和值，包括210至211℃、211至212℃、212至213℃、213至214℃、214至215℃、215至216℃、216至217℃、217至218℃、218至219℃和219至220℃的范围。在本发明的实施方案中，(轻质石脑油料流312的)轻质石脑油的IBP可以在30至35℃范围内及其间的所有范围和值，包括31℃、32℃、33℃和34℃。(轻质石脑油料流312的)轻质石脑油的FBP可以在40至60℃范围内及其间的所有范围和值，包括40至41℃、41至42℃、42至43℃、43至44℃、44至45℃、45至46℃、46至47℃、47至48℃、48至49℃、49至50℃、50至51℃、51至52℃、52至53℃、53至54℃、54至55℃、55至56℃、56至57℃、57至58℃、58至59℃和59至60℃。
在本发明的实施方案中，石脑油分离器301的工艺条件包括35至50℃及其间的所有范围和值的工作温度，包括35至36℃、36至37℃、37至38℃、38至39℃、39至40℃、40至41℃、41至42℃、42至43℃、43至44℃、44至45℃、45至46℃、46至47℃、47至48℃、48至49℃和49至50℃的范围。石脑油分离器101的工艺条件可以进一步包括1至3bar及其间的所有范围和值的工作压力，包括1至1.2bar、1.2至1.4bar、1.4至1.6bar、1.6至1.8bar、1.8至2.0bar、2.0至2.2bar、2.2至2.4bar、2.4至2.6bar、2.6至2.8bar和2.8至3.0bar。
根据本发明的实施方案，方法400可以进一步包括催化裂化重质石脑油料流313以生产裂化料流314，如方框403所示。在本发明的实施方案中，裂化料流314可以包括10至40wt.％BTX、20至70wt.％C2至C4烯烃和5至15wt.％H2至CH4。在本发明的实施方案中，催化裂化器303的工艺条件包括600至750℃范围内及其间的所有范围和值的工作温度，包括600至610℃、610至620℃、620至630℃、630至640℃、640至650℃、650至660℃、660至670℃、670至680℃、680至690℃、690至700℃、700至710℃、710至720℃、720至730℃、730至740℃和740至750℃。催化裂化器303的工艺条件可以进一步包括1至4bar及其间的所有范围和值的工作压力，包括1至1.2bar、1.2至1.4bar、1.4至1.6bar、1.6至1.8bar、1.8至2.0bar、2.0至2.2bar、2.2至2.4bar、2.4至2.6bar、2.6至2.8bar、2.8至3.0bar、3.0至3.2bar、3.2至3.4bar、3.4至3.6bar、3.6至3.8bar和3.8至4.0bar的范围。
根据本发明的实施方案，如方框404所示，方法400可以进一步包括在处理单元304中处理裂化料流314以生产烯烃和BTX料流316、轻质物料流317和重质物料流318。在本发明的实施方案中，烯烃和BTX料流316可以包括10至40wt.％BTX和20至70wt.％C2至C4烯烃。轻质物料流317可以主要包括20至50wt.％乙烷、10至30wt.％丙烷和20至60wt.％丁烷。重质物料流318可以主要包括10至40wt.％C5和20至80wt.％C6至C12烃。
在本发明的实施方案中，如方框405所示，方法400可以进一步包括将轻质石脑油料流312与轻质物料流317合并以形成合并轻质物料流。方法400可以进一步包括在蒸汽裂化器302中蒸汽裂化合并轻质物料流以生产包含烯烃的流出物料流315，如方框406所示。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化器302的工艺条件可以包括800至950℃范围内及其间的所有范围和值的工作温度，包括800至810℃、810至820℃、820至830℃、830至840℃、840至850℃、850至860℃、860至870℃、870至880℃、880至890℃、890至900℃、900至910℃、910至920℃、920至930℃、930至940℃和940至950℃的范围。蒸汽裂化器302的工艺条件可以包括5至10000ms范围内及其间的所有范围和值的停留时间，包括5至10ms、10至30ms、30至50ms、50至80ms、80至100ms、100至500ms、500至1000ms、1000至2000ms、2000至3000ms、3000至4000ms、4000至5000ms、5000至6000ms、6000至7000ms、7000至8000ms、8000至9000ms和9000至10000ms的范围。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化器302的工艺条件可包括蒸汽与合并轻质物料流的体积比为0.2至0.7的范围，及其间的所有范围和值，包括0.3、0.4、0.5和0.6。
在本发明的实施方案中，如方框407所示，方法400可以进一步包括使流出物料流315从蒸汽裂化器302流到处理单元304，以从流出物料流315中分离烯烃。在本发明的实施方案中，从流出物料流315分离的烯烃可以包括在烯烃和BTX料流316中。根据本发明的实施方案，方法400可进一步包括将重质物料流318再循环到催化裂化器303，如方框408所示。在本发明的实施方案中，方框408的再循环可包括将重质石脑油料流313与重质物料流318合并以形成合并重质物料流，并将合并重质物料流进料至催化裂化器303。根据本发明的实施方案，方法400可以进一步包括纯化烯烃和BTX料流316以生产纯化的C2至C4烯烃、苯、甲苯和二甲苯。
尽管已经参考图4的方框描述了本发明的实施方案，但是应理解，本发明的操作不限于图4中所示的特定方框和/或方框的特定顺序。因此，本发明的实施方案可以使用与图4的顺序不同的各种方框来提供如本文所述的功能。
在本发明的上下文中，描述了实施方案1-33。实施方案1是一种处理全馏分石脑油的方法。所述方法包括将全馏分石脑油进料至石脑油分离器，所述全馏分石脑油的IBP为30至50℃且FBP为210至220℃。所述方法进一步包括通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60至65℃且FBP为210至220℃的重质石脑油料流和IBP为30至35℃且FBP为40至60℃的轻质石脑油料流。所述方法还包括催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流，和在处理单元中处理裂化料流以生产C2至C4烯烃、苯、甲苯和二甲苯。实施方案2是如实施方案1所述的方法，其进一步包括蒸汽裂化所述轻质石脑油料流以生产烯烃。实施方案3是如实施方案1或2中任一项所述的方法，其中所述处理进一步生产主要含有C2至C4烃的轻质物料流和主要含有C5至C12烃的重质物料流。实施方案4是如实施方案3所述的方法，其进一步包括将轻质石脑油料流与轻质物料流合并以形成合并轻质物料流，和蒸汽裂化合并轻质物料流以生产含有烯烃的裂化轻质物料流。实施方案5是如实施方案4所述的方法，其进一步包括在处理单元中处理裂化轻质物料流以生产额外的C2至C4烯烃。实施方案6是如实施方案4或5中任一项所述的方法，其中所述蒸汽裂化在包括800至950℃的裂化温度和5至10000ms的停留时间的工艺条件下进行。实施方案7是如实施方案3至6任一项所述的方法，其进一步包括将所述重质物料流与所述重质石脑油料流合并以形成合并重质物料流，和催化裂化所述合并重质物料流。实施方案8是如实施方案1至7任一项所述的方法，其中所述石脑油分离器包括热交换器、蒸馏塔、分离器、泵、吸收器、吸附器或其组合。实施方案9是如实施方案1至8任一项所述的方法，其中所述石脑油分离器在包括30至50℃的工作温度的工艺条件下工作。实施方案10是如实施方案1至9任一项所述的方法，其中所述石脑油分离器在包括1至5bar的工作压力的工艺条件下工作。实施方案11是如实施方案1至10任一项所述的方法，其中所述催化裂化在包括600至750℃的工作温度的工艺条件下进行。实施方案12是如实施方案1至11任一项所述的方法，其中所述催化裂化在包括1至4bar的工作压力的工艺条件下进行。实施方案13是如实施方案1至12任一项所述的方法，其中所述催化裂化在分子筛基催化剂存在下进行。实施方案14是如实施方案1至13任一项所述的方法，其中裂化料流的处理包括压缩器、分离器、热交换器、泵、干燥器、冷却器、反应器、蒸馏塔、萃取塔或其组合。实施方案15是如实施方案1至14任一项所述的方法，其中所述全馏分石脑油由蒸馏原油获得。实施方案16是一种处理全馏分石脑油的方法。所述方法包括将全馏分石脑油进料至石脑油分离器，所述全馏分石脑油的IBP为30至50℃且FBP为210至220℃。所述方法进一步包括通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60至65℃且FBP为210至220℃的重质石脑油料流和IBP为30至35℃且FBP为40至60℃的轻质石脑油料流。所述方法还包括催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流，然后处理裂化料流以生产主要共同地含有C2至C4烯烃、苯、甲苯、二甲苯的料流、主要含有C2至C4烃的轻质物料流和主要含有C5至C12烃的重质物料流。另外，所述方法包括将轻质石脑油料流与轻质物料流合并以形成合并轻质物料流，和蒸汽裂化合并轻质物料流以生产烯烃。实施方案17是一种生产烯烃和/或BTX的方法。所述方法包括以下步骤：将包含IBP在30至50℃范围内且FBP在210至220℃范围内的石脑油，优选全馏分石脑油的进料料流分离，以形成含有IBP在60至65℃范围内且FBP在210至220℃范围内的重质石脑油的第一料流，和包含IBP在30至35℃范围内且FBP在40至60℃范围内的轻质石脑油的第二料流；在催化裂化条件下使第一料流与催化剂接触，所述催化裂化条件足以引起第一料流中的烃裂化以形成包含以下中的一种或多种的第一中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯；和使第二料流经受包括高于800℃的温度的蒸汽裂化条件以转化第二料流中的烃，从而形成含有以下中的一种或多种的第二中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。实施方案18是如实施方案17所述的方法，其进一步包括以下步骤：使第一中间产物料流和第二中间产物料流流至油骤冷塔；在油骤冷塔中冷却第一中间产物料流和第二中间产物料流，以生产油骤冷塔流出物料流；和将油骤冷塔流出物料流分离成主要包含乙烯的产物料流、主要包含丙烯的产物料流和主要包含丁二烯的产物料流。实施方案19是如实施方案17或18中任一项所述的方法，其进一步包括以下步骤：回收由分离步骤产生的再循环料流和将再循环料流再循环至蒸汽裂化器，其中再循环料流主要包括乙烷、丙烷、正丁烷、异丁烷、2-丁烯。实施方案20是如实施方案17至19任一项所述的方法，其进一步包括以下步骤：回收主要包含C6+烃的第二再循环料流，和将第二再循环料流再循环至催化裂化步骤。实施方案21是如实施方案17至20任一项所述的方法，其中所述油骤冷塔流出物料流在60至700℃的温度下。实施方案22是如实施方案17至21任一项所述的方法，其中所述油骤冷塔以1至120分钟的停留时间工作。实施方案23是如实施方案17至22任一项所述的方法，其中所述油骤冷塔的流出物在分离步骤之前在水骤冷塔中进一步骤冷。实施方案24是如实施方案22所述的方法，其中所述油骤冷塔的流出物在水骤冷塔中骤冷至60至800℃的温度。实施方案25是如实施方案22和23中任一项所述的方法，其中所述水骤冷塔以1至120分钟的停留时间工作。实施方案26是如实施方案17至25任一项所述的方法，其中所述催化裂化条件包括800至950℃的反应温度和1至4bar的反应压力。实施方案27是如实施方案17至26任一项所述的方法，其中所述催化裂化条件包括0.1至5的烃与蒸汽之比和1至15000hr-1的气时空速。实施方案28是如实施方案16至26任一项所述的方法，其中接触步骤中的催化剂包含分子筛基催化剂。实施方案29是如实施方案16至28任一项所述的方法，其中第一中间产物料流在其流至油骤冷塔之前在热回收单元中冷却。实施方案30是如实施方案17至28任一项所述的方法，其中第一中间产物料流在热回收单元中冷却至60至700℃的温度。实施方案31是如实施方案16至30任一项所述的方法，其中第一中间产物料流包含1至90wt.％乙烯、1至90wt.％丙烯、1至90wt.％C4烃、1至90wt.％BTX和/或1至90wt.％C5+烃。实施方案32是如实施方案17至31任一项所述的方法，其中所述蒸汽裂化条件进一步包括1至100ms的停留时间和0.1至1的蒸汽与烃之比。实施方案33是如实施方案16至32任一项所述的方法，其中所述分离步骤在分离单元中进行，所述分离单元包括一个或多个压缩单元、一个或多个蒸馏单元、一个或多个萃取单元、一个或多个水洗涤单元、一个或多个碱塔，或其组合。

Claims (3)

1.一种处理全馏分石脑油的方法，所述方法包括：将全馏分石脑油进料至石脑油分离器，所述全馏分石脑油的初沸点(IBP)为30至50℃且终沸点为210至220℃；通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60℃至65℃且FBP为210℃至220℃的重质石脑油料流和IBP为30℃至35℃且FBP为40℃至60℃的轻质石脑油料流；催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流；和在处理单元中处理裂化料流以生产C2至C4烯烃、苯、甲苯和二甲苯。
2.一种生产烯烃和/或BTX的方法，所述方法包括：将包含初沸点在30至50℃范围内且FBP在210至220℃范围内的石脑油的进料料流分离，以形成包含初沸点在60至65℃范围内且终沸点在210至220℃范围内的重质石脑油的第一料流，和包含初沸点在30至35℃范围内且终沸点在40至60℃范围内的轻质石脑油的第二料流；在催化裂化条件下使第一料流与催化剂接触，所述催化裂化条件足以引起第一料流中的烃裂化以形成包含以下中的一种或多种的第一中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯；和使第二料流经受包括高于800℃的温度的蒸汽裂化条件以转化第二料流中的烃，从而形成包含以下中的一种或多种的第二中间产物料流：乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯。
3.一种处理全馏分石脑油的方法，所述方法包括：将全馏分石脑油进料至石脑油分离器，所述全馏分石脑油的初沸点(IBP)为30至50℃且终沸点为210至220℃；通过石脑油分离器分离全馏分石脑油，以产生IBP为60至65℃且FBP为210至220℃的重质石脑油料流和IBP为30至35℃且FBP为40至60℃的轻质石脑油料流；催化裂化重质石脑油料流以生产裂化料流；处理裂化料流以生产主要共同地包含C2至C4烯烃、苯、甲苯、二甲苯的料流，主要包含C2至C4烃的轻质物料流，和主要包含C5至C12烃的重质物料流；将轻质石脑油料流与轻质物料流合并以形成合并轻质物料流；和蒸汽裂化合并轻质物料流以生产烯烃。
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