CN114207092A - 石脑油催化裂解工艺 - Google Patents

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Abstract

用于生产低碳烯烃和BTX(苯、甲苯和二甲苯)的系统和方法。首先分离原油以生产轻石脑油和重石脑油。将轻石脑油进料到蒸汽裂解单元中并将重石脑油进料到催化裂解单元中。使来自蒸汽裂解单元的流出物和来自催化裂解单元的流出物流入油急冷塔并在分离单元中进一步分离以产生乙烯物流、丙烯物流和BTX物流。将来自蒸汽裂解单元的流出物和来自催化裂解单元的流出物的C4烃、乙烷和丙烷再循环至蒸汽裂解单元。将来自蒸汽裂解单元流出物和催化裂解单元流出物的非BTX的C6+烃再循环至催化裂解单元。

Description

石脑油催化裂解工艺
相关申请的交叉引用
本申请要求于2019年7月31日提交的美国临时专利申请第62/881210号的优先权，其全部内容通过引用整体并入本文。
发明领域
本发明一般涉及生产低碳烯烃和BTX(苯、甲苯和二甲苯)的方法。更具体地，本发明涉及整合重石脑油催化裂解和蒸汽裂解以生产低碳烯烃和BTX的方法。
发明背景
低碳烯烃(C2至C3烯烃)是许多化学工艺的合成砌块。低碳烯烃用于生产聚乙烯、聚丙烯、环氧乙烷、氯乙烯、环氧丙烷和丙烯酸，聚乙烯、聚丙烯、环氧乙烷、氯乙烯、环氧丙烷和丙烯酸又用于塑料加工、建筑、纺织和汽车行业等多种行业。通常，低碳烯烃通过石脑油蒸汽裂解生产。然而，在这个过程中，大部分来自蒸汽裂解石脑油的流出物被加氢并循环回蒸汽裂解单元，导致生产低碳烯烃的能耗很高。
BTX(苯、甲苯和二甲苯)是一组芳烃，其用于化学工业的许多不同领域，尤其是塑料和聚合物领域。例如，苯是生产聚苯乙烯、酚醛树脂、聚碳酸酯和尼龙的前驱体。甲苯用于生产聚氨酯和作为汽油组分。二甲苯是生产聚酯纤维和邻苯二甲酸酐的原料。在石化工业中，苯、甲苯和二甲苯通常通过石脑油的催化重整来生产。
在过去的几十年里，对低碳烯烃和BTX的需求一直在不断增加。石脑油催化裂解已成为生产低碳烯烃和BTX的常用方法之一。然而，石脑油催化裂解的整体效率相对较低，因为主要包含沸点为30℃至90℃的烃的石脑油的轻质部分的催化裂解通常需要严格的反应条件(例如高温)才能达到低碳烯烃和BTX的目标产率。因此，催化裂解生产轻烯烃和BTX的能耗较高，导致石脑油催化裂解低碳烯烃和BTX的生产成本较高。
总体而言，虽然存在生产低碳烯烃和BTX的方法，但至少鉴于该方法的上述缺陷，该领域仍需要改进。
发明内容
已发现了与低碳烯烃和BTX生产方法相关的至少一些上述问题的解决方案。解决方案在于一种生产低碳烯烃和BTX的方法，该方法包括分离原油进料物流以生产轻石脑油物流和重石脑油物流。将轻石脑油物流进料到蒸汽裂解单元中并将重石脑油进料到重石脑油催化裂解单元中。在相同的分离单元中处理来自蒸汽裂解单元和重石脑油催化裂解单元的流出物。分离的C5+烃被循环到重石脑油催化裂解单元中，并且分离的低碳烷烃(C2至C5烷烃)被循环到蒸汽裂解单元中。这至少有利于通过从催化裂解工艺的原料中除去轻石脑油和从蒸汽裂解工艺的原料中除去重石脑油馏分来减少低碳烯烃和BTX生产中的能源消耗。值得注意的是，该方法整合了蒸汽裂解单元和催化裂解单元，以优化能源消耗以及低碳烯烃和BTX的收率。更具体地说，蒸汽裂解单元和催化裂解单元使用同一个分离单元对生产的低碳烯烃和BTX进行分离纯化，进一步降低了低碳烯烃和BTX生产的运营成本和资本支出。此外，可以回收催化裂解单元和蒸汽裂解单元的工艺热，以用于向蒸汽裂解单元或催化裂解单元预热器提供热量，从而进一步降低生产低碳烯烃和BTX的能源消耗。因此，本发明的方法为与上述现有的用于生产低碳烯烃的方法相关的至少一些问题提供了技术解决方案。
本发明的实施方案包括一种生产低碳烯烃的方法。该方法包括分离原油以产生具有20℃至35℃的初馏点和85℃至95℃的终馏点的轻石脑油物流以及具有85℃至95℃的初馏点且200℃至250℃的终馏点的重石脑油物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中使轻石脑油物流经受足以转化轻石脑油物流中的烃并产生包含乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的第一流出物流的蒸汽裂解条件。该方法还包括在催化裂解单元中使重石脑油物流与催化剂在足以引起重石脑油物流中的烃裂解以形成第二流出物流的催化裂解条件下接触。该方法还包括分离第一流出物流和第二流出物流以产生主要包含C2至C4烃的轻质中间物流和主要包含C5至C12烃的重质中间物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流。该方法还包括在催化裂解单元中裂解重质中间物流。
本发明的实施方案包括一种生产低碳烯烃的方法。该方法包括在蒸馏塔中分离原油以产生具有20℃至35℃的初馏点和85℃至95℃的终馏点的轻石脑油物流以及具有85℃至95℃的初馏点和200℃至250℃的终馏点的重石脑油物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中使轻石脑油物流经受足以转化轻石脑油物流中的烃并产生包含乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯、二甲苯和其他C2至C12烃中的一种或多于一种的第一流出物流的蒸汽裂解条件。该方法还包括在催化裂解单元中使重石脑油物流与催化剂在足以引起重石脑油物流中的烃裂解以形成第二流出物流的催化裂解条件下接触。该方法还包括分离第一流出物流和第二流出物流以产生主要包含乙烷、丙烷和C4烃的轻质中间物流、主要包含C5至C12烃的重质中间物流、主要包含乙烯的乙烯物流、主要包含丙烯的丙烯物流、和主要包含苯、甲苯、二甲苯的BTX物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流。该方法还包括在催化裂解单元中裂解重质中间物流。
以下包括本说明书中使用的各种术语和短语的定义。
术语“约”或“大约”被定义为本领域普通技术人员所理解的接近于。在一个非限制性实施方案中，这些术语被定义为偏差在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“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别是指基于包含组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数的组分的重量、体积或摩尔百分比。在一个非限制性实例中，100摩尔材料中的10摩尔组分是10摩尔％的组分。
术语“基本上”及其变体被定义为包括偏差在10％以内、在5％以内、在1％以内或在0.5％以内的范围。
当在权利要求书和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变体包括任何可测量的降低或完全抑制以实现期望的结果。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“有效”是指足以实现希望的、期望的或预期的结果。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“萃余液”是指产物流的剩余部分，其中已除去了一种或多于一种目标组分。
在权利要求书或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，要素前无数量词可以表示“一个”，也可以表示“一个或更多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”。
术语“Cn+烃”是指每个分子具有至少n个碳原子的任何烃，其中n是例如1、2、3、4或5的正整数，如该术语在说明书和/或权利要求中所使用的。
词语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包容性的或开放式的，并且不排除其它的、未列举的元件或方法步骤。
本发明的方法在整个说明书中可以“包括”、“基本上组成为”或“组成为”公开的特定成分、组分、组合物等。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“主要”是指大于50重量％、50摩尔％和50体积％中的任何一个。例如，“主要”可包括50.1重量％至100重量％和其间的所有值和范围、50.1摩尔％至100摩尔％和其间的所有值和范围、或50.1体积％至100体积％和它们之间的所有值和范围。
根据以下附图、具体实施方式和实施例，本发明的其他目的、特征和优点将变得显而易见。然而，应该理解的是，附图、具体实施方式和实施例虽然说明了本发明的特定实施方案，但仅以说明的方式给出，并不意味着限制。此外，预期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来说将从具体实施方式中变得显而易见。在还的实施方案中，来自特定实施方案的特征可以与来自其他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何其他实施方案的特征组合。在还的实施方案中，可以将附加特征添加到本文描述的特定实施方案中。
附图说明
为了更完整的理解，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低碳烯烃和BTX的系统的示意图；和
图2示出了根据本发明的实施方案的用于生产低碳烯烃和BTX的方法的流程图。
具体实施方式
目前，低碳烯烃可以通过石脑油的催化裂解来生产。然而，目标产物的总产率相对较低，这是因为石脑油轻质部分的催化裂解消耗大量能量。低碳烯烃和BTX也可以通过蒸汽裂解石脑油生产。然而，蒸汽裂解石脑油向低碳烯烃和BTX的总转化率相对较低，导致大量循环物流返回蒸汽裂解单元，因此生产成本较高。本发明提供了对这些问题中的至少一些问题的解决方案。解决方案的前提是包括将原油裂解以产生轻石脑油物流和重石脑油物流，以及将轻石脑油物流进料至蒸汽裂解单元并将重石脑油物流进料至催化裂解单元的方法。来自催化裂解单元和蒸汽裂解单元的流出物被分离以产生重质循环物流和轻质循环物流。重质循环物流进一步流入催化裂解单元，并且轻质循环物流进一步流入蒸汽裂解单元。因此，该方法能够降低仅使用重石脑油作为催化裂解原料的催化裂解能耗，并且提高仅使用轻石脑油作为蒸汽裂解原料的蒸汽裂解转化率以及降低仅使用轻石脑油作为蒸汽裂解原料的蒸汽裂解能耗。此外，该方法对催化裂解单元和蒸汽裂解单元使用相一生产分离系统，与传统的低碳烯烃和BTX生产的蒸汽裂解和催化裂解独立工艺相比，降低了生产成本和资本支出。此外，该方法包括从催化裂解单元和蒸汽裂解单元回收工艺热以产生过热蒸汽，该过热蒸汽可用于预热进料物流或为蒸汽裂解单元提供热量，从而与传统方法相比降低能耗。本发明的这些和其他非限制性方面在以下部分中作进一步详细讨论。
A.烯烃和BTX生产系统
在本发明的实施方案中，用于生产低碳烯烃和BTX的系统可以包括集成系统，该集成系统包括蒸馏塔、催化裂解单元、蒸汽裂解单元和产物分离单元。参考图1，示出了系统100的示意图，该系统100能够生产低碳烯烃(例如，C2和C3烯烃)和BTX(苯、甲苯、二甲苯)，与常规方法相比具有更高的生产效率和更低的生产成本。根据本发明的实施方案，系统100包括蒸馏单元101，其配置成接收和分离原油物流11以产生第一物流12和第二物流13。蒸馏单元101可以是常压蒸馏塔。在本发明的实施方案中，第一物流12是主要包含重石脑油的重石脑油物流。重石脑油的初馏点为85℃至95℃，终馏点为200℃至250℃。在本发明的实施方案中，第二物流13是主要包含轻石脑油的轻石脑油物流。轻石脑油的初馏点为25℃至35℃，终馏点为85℃至95℃。
根据本发明的实施方案，蒸馏单元101的第一出口与催化剂再生单元106的入口流体连通，使得主要包含重石脑油的第一物流12从蒸馏单元101流至催化剂再生单元106中。催化剂再生单元106可以配置为预热第一物流12以产生第一预热的第一物流14。在本发明的实施方案中，催化剂再生单元106的出口可以与进料预热单元102的入口流体连通，使得第一预热的第一物流14从蒸馏单元101流至进料预热单元102中。在本发明的实施方案中，进料预热单元102适于将第一预热的第一物流14预热至100℃至250℃的温度以及其间的所有范围和值。进料预热单元102还可以适于将蒸汽与第一预热的第一物流14混合以产生催化裂解进料物流15。在本发明的实施方案中，催化裂解进料物流15的蒸汽与烃的重量比为0.5至1以及其间的所有范围和值(包括0.5至0.6、0.6至0.7、0.7至0.8、0.8至0.9和0.9至1.0)。在本发明的实施方案中，催化裂解进料物流15具有85℃至95℃的初馏点和200℃至250℃的终馏点。根据本发明的实施方案，进料预热单元102包括配置为加热第一物流12的热交换器。
在本发明的实施方案中，蒸馏单元101的第二出口与第二烟道气热回收单元126流体连通，使得第二物流13从蒸馏单元101流至第二烟道气热回收单元126中。根据本发明的实施方案，第二烟道气热回收单元126适于加热第二物流13以形成蒸汽裂解单元进料物流17。在本发明的实施方案中，第二烟气热回收单元126的出口与蒸汽裂解单元103流体连通，使得蒸汽裂解单元进料物流17从第二烟气热回收单元126流至蒸汽裂解单元103中。在本发明的实施方案中，蒸汽裂解单元103被配置为在足以产生第二中间产物流18的反应条件下对蒸汽裂解进料物流17的烃进行蒸汽裂解。第二中间产物流18可包含乙烯、丙烯、C4烃、BTX、氢气、甲烷、乙烷、丙烷、丁二烯、C5+烃、C6+烃或其组合。根据本发明的实施方案，蒸汽裂解单元103还被配置为产生烟道气，该烟道气用以在第二烟道气热回收单元126中提供热量。
在本发明的实施方案中，蒸汽裂解单元103的出口与第二工艺热回收单元127的入口流体连通，使得第二中间产物流18从蒸汽裂解单元103流至第二工艺热回收单元127中。第二工艺热回收单元127可配置成用锅炉给水物流26′冷却第二中间产物流18以产生冷却的第二中间产物流18′。根据本发明的实施方案，第二工艺热回收单元127还被配置为加热锅炉给水物流26′以产生蒸汽物流27′。第二烟道气热回收单元126还可配置成加热蒸汽物流27′以产生过热蒸汽28′。过热蒸汽28′可用于蒸汽裂解单元103中，以向其炉膛提供热量。
根据本发明的实施方案，进料预热单元102的出口与催化裂解单元104流体连通，使得催化裂解进料物流15从进料预热单元102流至催化裂解单元104中。在本发明的实施方案中，催化裂解单元104适于在催化剂存在下在足以产生第一中间产物物流20的反应条件下裂解催化裂解进料物流15的烃。在本发明的实施方案中，第一中间产物物流20主要包含甲烷、氢气、乙烷、丙烷、乙烯、丙烯、C4烃、BTX、C5至C14烃或其组合。在本发明的实施方案中，催化裂解单元104包括一个或多于一个流化床反应器、一个或多于一个固定床反应器或其组合。在本发明的实施方案中，催化裂解单元104可包含催化剂，该催化剂包括氧化铝、二氧化硅、沸石或其组合。
在本发明的实施方案中，催化裂解单元104的第一出口与催化剂再生单元106流体连通，使得来自催化裂解单元104的物流19的失效催化剂流至催化剂再生单元106中。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解单元104的失效催化剂以产生再生的催化剂物流22和烟道气。根据本发明的实施方案，催化剂再生单元106还适于使用烟气热加热锅炉给水物流25以产生加热的锅炉给水物流26。在本发明的实施方案中，催化剂再生单元106包括一个或多于一个加热器、一个或多于一个混合器、一个或多于一个再生反应器或其组合。
催化剂再生106的出口可以与催化剂进料单元107流体连通，使得再生的催化剂物流22从催化剂再生单元106流至催化剂进料单元107中。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物流22与包含新鲜催化剂的催化剂补充物流23合并以形成催化剂进料物流24，其流至催化裂解单元104中。
在本发明的实施方案中，催化裂解单元104的第二出口与第一工艺热回收单元105流体连通，使得第一中间产物流20从催化裂解单元104流至第一工艺热回收单元105中。第一工艺热回收单元105可配置成使用加热的锅炉给水物流26冷却第一中间产物流20以产生蒸汽物流27和冷却的第一中间产物物流21。在本发明的实施方案中，第一工艺热回收单元105的出口与催化剂再生单元106流体连通，使得蒸汽物流27流至催化剂再生单元106中。在本发明的实施方案中，蒸汽物流27被加热以产生过热蒸汽28。在本发明的实施方案中，过热蒸汽28处于500℃至600℃的温度以及其间的所有范围和值(包括500℃至510℃、510℃至520℃、520℃至530℃、530℃至540℃、540℃至500℃、550℃至560℃、560℃至570℃、570℃至580℃、580℃至590℃和590℃至600℃)。在本发明的实施方案中，第一工艺热回收单元105包括一个或多于一个热交换器。
在本发明的实施方案中，第一工艺热回收单元105的出口与油急冷塔108流体连通，使得冷却的第一中间产物流21从第一工艺热回收单元105流至油急冷塔108中。根据本发明的实施方案，第二工艺热回收单元127的出口与油急冷塔108流体连通，使得冷却的第二中间产物流18′从第二工艺热回收单元127流至油急冷塔108中。在本发明的实施方案中，油急冷塔108适于将冷却的第一中间产物流21和冷却的第二中间产物流18′冷却至95℃至105℃的温度以及其间的所有范围和值(包括95℃至96℃、96℃至97℃、97℃至98℃、98℃至99℃、99℃至100℃、100℃至101℃、101℃至102℃、102℃至103℃、103℃至104℃和104℃至105℃)。
根据本发明的实施方案，油急冷塔108还适于将冷却的第一中间产物流21和冷却的第二中间产物流18′的混合物分离成(1)主要包含C12+烃的燃料物流30和(2)油急冷塔流出物流29。在本发明的实施方案中，油急冷塔108使用C9+烃作为急冷油。在本发明的实施方案中，油急冷塔108的出口可以与催化裂解单元104流体连通，使得与冷却的第一中间产物流21和冷却的第二中间产物流18′分离的燃料物流30流至催化裂解单元104中作为燃料为催化裂解单元104提供热量。
在本发明的实施方案中，油急冷塔108的第二出口与水急冷塔109的入口流体连通，使得油急冷塔流出物物流29从油急冷塔108流至水急冷塔109中。根据本发明的实施方案，水急冷塔109适于冷却油急冷塔流出物物流29以形成水急冷物流31。在本发明的实施方案中，水急冷物流31的温度为75℃至85℃以及其间的所有值和范围(包括75℃至76℃、76℃至77℃、77℃至78℃、78℃至79℃、79℃至80℃、80℃至81℃、81℃至82℃、82℃至83℃、83℃至84℃和84℃至85℃)。
根据本发明的实施方案，水急冷塔109的出口与第一压缩机110流体连通，使得水急冷物流31从水急冷塔流至第一压缩机110中。在本发明的实施方案中，第一压缩机110适于将水急冷物流31压缩到10巴至18巴的压力以及其间的所有范围和值。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还可以适于将水急冷物流31分离成含有C6+的物流32和第一压缩产物流33。在本发明的实施方案中，含C6+的物流32包含BTX、C5至C6烃、C8+烃或其组合。第一压缩产物物流33可包含C1至C4烃、乙烯、丙烯、氢气或其组合。
在本发明的实施方案中，第一压缩机110的出口与脱辛烷塔111流体连通，使得含有C6+的物流32从第一压缩机110流至脱辛烷塔111中。在本发明的实施方案中，脱辛烷塔111适于将包含C6+的物流32分离成多个物流，所述多个物流包括(1)包含C8+烃的C8+的物流35，其随后再循环至蒸馏单元101、(2)主要包含BTX的BTX物流34、和(3)回流至第一压缩机110的返回物流36。返回物流36可包含C6至C7烃、C8至C11烃或其组合。
在本发明的实施方案中，脱辛烷塔111的出口与芳烃萃取单元112流体连通，使得BTX物流34从脱辛烷塔111流至芳烃萃取单元112中。在本发明的实施方案中，芳烃萃取单元112适于从BTX物流34中萃取苯、甲苯、二甲苯以产生(a)主要包含苯、甲苯和二甲苯的BTX产物流，和(b)包含非-BTX烃的物流37。在本发明的实施方案中，芳烃萃取单元112包括一个或多于一个萃取塔、一个或多于一个蒸馏塔、一个或多于一个吸收塔、一个或多于一个吸附塔或其组合。在本发明的实施方案中，蒸馏单元101的入口与芳烃萃取单元112流体连通，使得重质物流37从芳烃萃取单元112流至蒸馏单元101中。在本发明的实施方案中，重质物流37可以与C6+物流35合并以形成第一再循环物流53。
在本发明的实施方案中，系统100包含第一氢化单元128，其被配置为氢化第一循环物流53中的不饱和烃以产生氢化的第一循环物流54。第一氢化单元128可以与蒸馏单元101的入口流体连通，使得氢化的第一循环物流54流至蒸馏单元101中。
在本发明的实施方案中，第一压缩产物流33随后流过水洗单元113、第一苛性碱塔114、酸和氧除去单元115、第二苛性碱塔116、第二压缩机117以形成第二压缩产物流38。在本发明的实施方案中，水洗单元113适于除去包括含氧化合物、醇或其组合的水溶性组分。第一苛性碱塔114可适于从第一压缩产物流33中除去CO。酸和氧除去单元115可以适于从第一压缩产物物流33除去酸性化合物和氧。在本发明的实施方案中，酸和氧除去单元115包括蒸馏单元、吸收单元、吸附单元或其组合。第二苛性碱塔116可适于进一步从第一压缩产物流33中除去CO、甲醇、含氧化合物或其组合。第二压缩机117可适于将第一压缩产物流33进一步压缩至30巴至40巴的压力以及其间的所有范围和值。
根据本发明的实施方案，第二压缩机117与脱甲烷塔118流体连通，使得第二压缩产物流38从第二压缩机117流至脱甲烷塔118中。脱甲烷塔118可以配置成从第二压缩产物流38中除去甲烷和氢气以形成脱甲烷物流39，该脱甲烷物流39从脱甲烷塔118流至脱乙烷塔119中。在本发明的实施方案中，脱乙烷塔119被配置为将脱甲烷物流39分离成C2物流40和脱乙烷物流41。在本发明的实施方案中，C2物流40在C2分流器121中被分流成乙烯物流42和乙烷物流43。在本发明的实施方案中，乙烯物流包含98.5重量％至99.5重量％的乙烯。
在本发明的实施方案中，脱乙烷物流41流入脱丙烷塔120，该脱丙烷塔被配置为将脱乙烷物流41分离成包含丙烷和丙烯的C3物流44和脱丙烷物流45。根据本发明的实施方案，C3物流44流过MAPD加氢单元122以从C3物流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物流46。氢化C3物流46可在C3分流器123中进一步分流成包含95重量％至99.5重量％丙烯的丙烯物流47和主要包含丙烷的丙烷物流48。
根据本发明的实施方案，脱丙烷物流45流至脱丁烷塔124，该脱丁烷塔124适于将脱丙烷物流45分离成(1)包含C5烃、C6烃或其组合的脱丁烷物流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物流49。
在本发明的实施方案中，C4物流49流至第二氢化单元125，该第二氢化单元125适于氢化C4物流49中的1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和/或异丁烯以形成氢化C4物流52。在本发明的实施方案中，脱丁烷塔124的出口与脱辛烷塔111的入口流体连通，使得脱丁烷物流50从脱丁烷塔124流至脱辛烷塔111中。根据本发明的实施方案，乙烷物流43、丙烷物流48和氢化C4物流52合并以形成第二循环物流51。根据本发明的实施方案，将第二循环物流51循环至蒸汽裂解单元103。
在本发明的实施方案中，脱甲烷塔118、脱乙烷塔119、脱丙烷塔120、脱丁烷塔124和脱己烷塔111中的每一个可以包括一个或多于一个蒸馏塔、一个或多于一个吸收塔、一个或多于一个吸附柱或其组合。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于一个蒸馏塔、一个或多于一个吸收塔、一个或多于一个吸附塔或其组合。
B.生产低碳烯烃和BTX的方法
已参照图2，本发明的实施方案包括用于生产低碳烯烃和BTX的方法200。方法200可以由系统100实施，如图1所示。根据本发明的实施方案，方法200包括分离原油物流11以产生轻石脑油物流(第二物流13)和重石脑油物流(第一物流12)，如方框201所示。在本发明的实施方案中，重石脑油物流(第一物流12)可包含初馏点为85℃至95℃且终馏点为200℃至250℃的重石脑油。轻石脑油物流(第二物流13)可包含初馏点为25℃至35℃且终馏点为85℃至95℃的轻石脑油。在本发明的实施方案中，如方框201的分离在蒸馏单元101中进行。蒸馏单元101可以在80℃至90℃的塔顶馏程和200℃至250℃的再沸器馏程下操作。蒸馏单元101可以在1.01巴至1.05巴的操作压力以及其间的所有范围和值(包括1.02巴、1.03巴和1.04巴)下操作。在本发明的实施方案中，重石脑油物流(第一物流12)在进料预热单元102中被预热以产生催化裂解进料物流15。
根据本发明的实施方案，如方框202所示，方法200包括在蒸汽裂解单元103中使轻石脑油物流(第二物流13)经受足以将第二物流13中的烃转化为第一流出物流的蒸汽裂解条件(第二中间产物流18)。在本发明的实施方案中，蒸汽裂解条件包括0.2至0.7的蒸汽和烃的重量比以及其间的所有范围和值(包括0.2至0.3、0.3至0.4、0.4至0.5、0.5至0.6和0.6至0.7)。在本发明的实施方案中，蒸汽裂解条件包括800℃至900℃的反应温度以及其间的所有范围和值(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℃)。蒸汽裂解条件可包括100ms至5000ms的停留时间以及其间的所有范围和值(包括100ms至200ms、200ms至300ms、300ms至400ms、400ms至500ms、500ms至600ms、600ms至700ms、700ms至800ms、800ms至1000ms、1000ms至1500ms、1500ms至2000ms、2000ms至2500ms、2500ms至3000ms、3000ms至3500ms、3500ms至4000ms、4000ms至4500ms和4500ms至5000ms)。根据本发明的实施方案，第一流出物流(第二中间产物流18)包含乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4烃(包括正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯和丁二烯)、甲烷、氢气、C5+烃或其组合。在本发明的实施方案中，C5+烃包括苯、甲苯和二甲苯。在本发明的实施方案中，第一流出物流包含5重量％至20重量％的乙烯、5重量％至10重量％的丙烯、1重量％至5重量％的C4烃、0.2重量％至5重量％的BTX和0.2重量％至5重量％的C5+烃。
在本发明的实施方案中，在方框202中，可以从第二烟道气热回收单元126提供过热蒸汽。第一流出物流(第二中间产物流18)可以在第二工艺热回收单元127中冷却以产生冷却的第二中间产物流18′。第二工艺热回收单元127可以使用第一流出物流(第二中间产物物流18)作为传热介质以产生来自锅炉给水的蒸汽。
根据本发明的实施方案，如方框203所示，方法200包括在催化裂解单元104中，使重石脑油物流(催化裂解进料物流15)与催化剂在足以引起烃裂解的催化裂解条件下接触。预热重石脑油物流以形成第二流出物流(第一中间产物流20)。预热的重石脑油物流(催化裂解进料物流15)可具有0.5至2的稀释气体与烃的比值以及其间的所有范围和值。稀释气体可以包括蒸汽、甲烷、氮气、乙烷、丙烷或其组合。在本发明的实施方案中，催化剂包括二氧化硅、氧化铝、沸石或其组合。催化裂解条件可包括650℃至700℃的反应温度以及其间的所有范围和值(包括650℃至655℃、655℃至660℃、660℃至665℃、665℃至670℃、670℃至675℃、675℃至680℃、680℃至685℃、685℃至690℃、690℃至695℃、695至700℃)。催化裂解条件可包括1.5巴至2.5巴的反应压力以及其间的所有范围和值(包括1.5巴至1.6巴、1.6巴至1.7巴、1.7巴至1.8巴、1.8巴至1.9巴、1.9巴至2.0巴、2.0巴至2.1巴、2.1巴至2.2巴、2.2巴至2.3巴、2.3巴至2.4巴和2.4巴至2.5巴)。催化裂解条件可包括1秒至10秒的停留时间以及其间的所有范围和值(包括1秒至2秒、2秒至3秒、3秒至4秒、4秒至5秒、5秒至6秒、6秒至7秒、7秒至8秒、8秒至9秒和9秒至10秒)。在本发明的实施方案中，第二流出物流(第一中间产物流20)包含乙烯、乙烷、丙烯、丙烷、C4烃、甲烷、氢气、C5+烃或其组合。在本发明的实施方案中，C5+烃包含苯、甲苯和二甲苯。根据本发明的实施方案，第二流出物流(第一中间产物流20)包含10重量％至20重量％的乙烯、10重量％至25重量％的丙烯、5重量％至15重量％的C4烃、5重量％至20重量％的BTX和5重量％至20重量％的C5+烃。
在本发明的实施方案中，在第一工艺热回收单元105中回收第二流出物流(第一中间产物流20)的工艺热以产生蒸汽物流27和冷却的第一中间产物流21。在本发明的实施方案中，冷却的第一中间产物流21的温度为200℃至300℃以及其间的所有范围和值(包括200℃至210℃、210℃至220℃、220℃至230℃、230℃至240℃、240℃至250℃、250℃至260℃、260℃至270℃、270℃至280℃、280℃至290℃度、290℃至300℃)。在本发明的实施方案中，冷却的第一中间产物流21和第二中间产物流18均流至油急冷塔108中。
在本发明的实施方案中，在水急冷塔109中进一步急冷油急冷塔流出物流29以形成水急冷物流31。根据本发明的实施方案，如方框204所示，方法200还包括分离第一流出物流和第二流出物流以产生主要包含C2至C4烃的轻质中间物流(第二再循环物流51)和主要包含C5至C12烃的重质中间物流(氢化的第一循环物流54)。在本发明的实施方案中，轻质中间物流主要包含乙烷、丙烷、正丁烷和异丁烷。重质中间物流主要包含C5至C12烃，其基本上不包含BTX。
在本发明的实施方案中，方框204的分离在包括一个或多于一个急冷塔、一个或多于一个压缩单元、一个或多于一个蒸馏塔、一个或多于一个萃取单元、一个或多于一个苛性碱塔、一个或多于一个洗涤单元，或其组合。在本发明的实施方案中，用于在方框206进行分离的分离单元包括油急冷塔108、水急冷塔109、第一压缩机110、水洗单元113、第一苛性碱塔114、酸和氧除去单元115、第二苛性碱塔116、第二压缩机117、脱甲烷塔118、脱乙烷塔119、C2分离器121、脱丙烷塔120、MAPD加氢单元122、C3分离器123、脱丁烷塔124、第二加氢单元125、脱己烷塔111、芳烃萃取单元，如图1所示。
在本发明的实施方案中，在方框204处的分离包括在油急冷塔108中冷却冷却的第一中间产物流21和第二中间产物流18以产生油急冷塔流出物流29。在本发明的实施方案中，油急冷塔流出物流29的温度为95℃至150℃以及其间的所有范围和值(包括95℃至100℃、100℃至105℃、105℃至110℃、110℃至115℃、115℃至120℃、120℃至125℃、125℃至130℃、130℃至135℃、135℃至140℃、140℃至145℃和145℃至150℃)。在本发明的实施方案中，油急冷塔108使用C9+烃作为急冷油。在本发明的实施方案中，冷却的第一中间产物流21和第二中间产物流18中的C12+烃在油急冷塔108中分离并作为燃料再循环至催化裂解单元104。
根据本发明的实施方案，方框204的分离还包括在第一压缩机110中压缩水急冷的物流31以将水急冷的物流31分离成含C6+的物流32和第一压缩产物流33。含C6+的物流32可在脱辛烷塔111中进一步分离成(1)包含非BTX的C6+烃的C6+物流35，其循环到蒸馏单元101、(2)主要包含BTX的BTX物流34、和(3)返回至第一压缩机110的返回物流36。返回物流36可包含C2至C5烃、甲烷、氢气或其组合。BTX物流34可以在芳烃萃取单元112中分离以产生BTX产物流和重质物流37。重质物流可以与C6+物流35合并以产生第一循环物流53。方框204的分离可进一步包括在水洗单元113、第一苛性碱塔114、酸和氧除去单元115、第二苛性碱塔116和第二压缩机117中处理第一压缩产物流33以产生第二压缩产物流38。在方框204处的分离还可包括从第二压缩产物流38中除去甲烷以形成脱甲烷物流39。脱甲烷物流39可以在脱乙烷塔119中分离以产生C2物流40和脱乙烷物流41。C2物流40可以在C2分离器121中进一步分离以产生乙烯物流42和乙烷物流43。脱乙烷物流41可在脱丙烷塔120中分离成C3物流和脱丙烷物流45。C3物流可在MAPD加氢单元122中进一步处理以除去甲基乙炔和丙二烯。C3物流可以在C3分离器中进一步分离以产生丙烯物流47和丙烷物流48。脱丙烷物流45可以在脱丁烷塔124中进一步分离以产生C4物流49和包含C4+烃的脱丁烷物流50。脱丁烷物流50可流至脱辛烷塔111。C4物流49可以包含正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、丁二烯或其组合。C4物流49中的C4烃可以进一步氢化以产生氢化C4物流52。乙烷物流43、丙烷物流48和氢化C4物流52可以合并以形成包含C2至C4烷烃的第二循环物流51(轻质中间物流)。
根据本发明的实施方案，如方框205所示，方法200还包括在蒸汽裂解单元103中裂解轻质中间物流(第二循环物流51)。根据本发明的实施方案，如方框206所示，方法200还包括在催化裂解单元104中裂解重质中间物流(氢化的第一再循环物流54)。在本发明的实施方案中，在方框206处的裂解可包括使重质中间物流(氢化的第一循环物流54)流至蒸馏单元101。
尽管本发明的实施方案已经参考图2的方框进行了描述，应当理解的是，本发明的操作不限于图2所示的特定方框和/或方框的特定顺序。因此，本发明的实施例方案可以使用与图2不同的顺序的各种方框来提供如本文所述的功能。
在本发明的上下文中，至少描述了以下19个实施例。实施方案1是一种生产低碳烯烃和/或芳烃的方法。该方法包括分离原油以产生具有25℃至35℃的初馏点和85℃至95℃的终馏点的轻石脑油物流以及具有85℃至95℃的初馏点且200℃至250℃的终馏点的重石脑油物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中使轻石脑油物流经受足以转化轻石脑油物流中的烃并产生包含乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的第一流出物流的蒸汽裂解条件。该方法还包括在催化裂解单元中使重石脑油物流与催化剂在足以引起重石脑油物流中的烃裂解以形成第二流出物流的催化裂解条件下接触。此外，该方法包括分离第一流出物流和第二流出物流以产生主要包含C2至C4烃的轻质中间物流和主要包含C5至C12烃的重质中间物流。该方法还包括在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流以及在催化裂解单元中裂解重质中间物流。实施方案2为实施方案1的方法，其中原油在蒸馏塔中分离。实施方案3为实施方案1或2中任一项的方法，其中第二流出物流的分离进一步产生包含乙烯、丙烯、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的中间产物流。实施方案4为实施方案1至3中任一项的方法，其中第一流出物流和第二流出物流的分离进一步产生多个产物流，该多个产物流包括主要包含乙烯的乙烯物流、主要包含丙烯的丙烯物流、和主要含有苯、甲苯、二甲苯的BTX物流。实施方案5为实施方案1至4中任一项的方法，其中重质中间物流在催化裂解单元中的裂解步骤之前被氢化。实施方案6为实施方案1至5中任一项的方法，其中第一流出物流和第二流出物流的分离包括使第一流出物流和第二流出物流流入油急冷塔。该方法还包括在油急冷塔中冷却第一流出物流和第二流出物流，随后通过水急冷塔产生急冷塔流出物流。该方法还包括在脱辛烷塔中分离急冷塔流出物流以产生主要包含苯、甲苯、二甲苯的BTX物流、主要包含C5至C12烃的重质中间物流、和C2至C4物流。该方法还包括分离C2至C4物流以形成多个物流，该多个物流包括轻质中间物流、主要包含乙烯的乙烯物流、主要包含丙烯的丙烯物流。实施方案7为实施方案1至6中任一项的方法，其中轻质中间物流主要包含乙烷、丙烷和C4烃，该C4烃包括正丁烷、异丁烷、丁二烯、1-丁烯、2-丁烯和异丁烯。实施方案8为实施方案7的方法，其中C4烃在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流之前被氢化。实施方案9是实施方案1至8中任一项的方法，其中催化裂解单元在650℃至700℃的催化裂解单元内部温度下运行。实施方案10是实施方案1至9中任一项的方法，其中催化裂解单元在1.5巴至2.5巴的催化裂解单元内部压力下运行。实施方案11是实施方案1至10中任一项的方法，其中催化裂解单元以1秒至10秒的停留时间运行。实施方案12为实施方案1至11中任一项的方法，其中催化裂解单元包含包括二氧化硅、氧化铝、沸石或其组合的催化剂。实施方案13是实施方案1至12中任一项的方法，其中蒸汽裂解单元在800℃至900℃的蒸汽裂解单元内部温度下运行。实施方案14是实施方案1至13中任一项的方法，其中蒸汽裂解单元以0.2至0.7的蒸汽与烃重量比运行。实施方案15是实施方案1至14中任一项的方法，其中蒸汽裂解单元以100ms至5000ms的停留时间运行。实施方案16是实施方案1至15中任一项的方法，其还包括从催化裂解单元和蒸汽裂解单元回收工艺热以产生过热蒸汽。实施方案17为实施方案16的方法，其中过热蒸汽用于为蒸汽裂解单元提供热量。实施方案18为实施方案16或17中任一项的方法，其中过热蒸汽在与催化剂接触之前用于预热重石脑油。实施方案19为实施方案16至18中任一项的方法，其中在使轻石脑油物流经受蒸汽裂解条件之前，使用过热蒸汽预热轻石脑油。
尽管已经详细描述了本申请的实施方案及其优点，但是应当理解的是，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在本文中进行各种改变、替换和变更。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的过程、机器、制造、物质组成、手段、方法和步骤的特定实施例。正如本领域普通技术人员从上述公开内容中容易理解的那样，执行基本相同的功能或基本实现可以使用与在此描述的相应实施例相同的结果。因此，所附权利要求旨在将这些过程、机器、制造、物质组成、手段、方法或步骤包括在它们的范围内。

Claims (20)

1.一种生产低碳烯烃和/或芳烃的方法；所述方法包括：
分离原油以产生具有25℃至35℃的初馏点和85℃至95℃的终馏点的轻石脑油物流以及具有85℃至95℃的初馏点和200℃至250℃的终馏点的重石脑油物流；
在蒸汽裂解单元中使轻石脑油物流经受足以转化轻石脑油物流中的烃并产生包含乙烯、丙烯、丁烯、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的第一流出物流的蒸汽裂解条件；
在催化裂解单元中使重石脑油物流与催化剂在足以引起重石脑油物流中的烃裂解以形成第二流出物流的催化裂解条件下接触；
分离第一流出物流和第二流出物流以产生主要包含C2至C4烃的轻质中间物流和主要包含C5至C12烃的重质中间物流；
在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流；和
在催化裂解单元中裂解重质中间物流。
2.根据权利要求1所述的方法，其中原油在蒸馏塔中分离。
3.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中第二流出物流的分离进一步产生包含乙烯、丙烯、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的中间产物流。
4.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中第一流出物流和第二流出物流的分离进一步产生多个产物流，所述多个产物流包括主要包含乙烯的乙烯物流、主要包含丙烯的丙烯物流、和主要含有苯、甲苯、二甲苯的BTX物流。
5.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中重质中间物流在催化裂解单元中的裂解步骤之前被氢化。
6.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中第一流出物流和第二流出物流的分离包括：
使第一流出物流和第二流出物流流入油急冷塔；
在油急冷塔中冷却第一流出物流和第二流出物流，随后通过水急冷塔冷却以产生急冷塔流出物流；
在脱辛烷塔中分离急冷塔流出物流以产生主要包含苯、甲苯、二甲苯的BTX物流、主要包含C5至C12烃的重质中间物流、和C2至C4物流；和
分离C2至C4物流以形成多个物流，所述多个物流包括轻质中间物流、主要包含乙烯的乙烯物流、主要包含丙烯的丙烯物流。
7.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中轻质中间物流主要包含乙烷、丙烷和C4烃，所述C4烃包括正丁烷、异丁烷、丁二烯、1-丁烯、2-丁烯和异丁烯。
8.根据权利要求7所述的方法，其中C4烃在蒸汽裂解单元中裂解轻质中间物流之前被氢化。
9.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中催化裂解单元在650℃至700℃的催化裂解单元内部温度下运行。
10.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中催化裂解单元在1.5巴至2.5巴的催化裂解单元内部压力下运行。
11.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中催化裂解单元以1秒至10秒的停留时间运行。
12.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中催化裂解单元包含包括二氧化硅、氧化铝、沸石或其组合的催化剂。
13.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中蒸汽裂解单元在800℃至900℃的蒸汽裂解单元内部温度下运行。
14.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中蒸汽裂解单元以0.2至0.7的蒸汽与烃重量比运行。
15.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中蒸汽裂解单元以100ms至5000ms的停留时间运行。
16.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其还包括：
从催化裂解单元和蒸汽裂解单元回收工艺热以产生过热蒸汽。
17.根据权利要求16所述的方法，其中过热蒸汽用于为蒸汽裂解单元提供热量。
18.根据权利要求16所述的方法，其中过热蒸汽在与催化剂接触之前用于预热重石脑油。
19.根据权利要求16所述的方法，其中在使轻石脑油物流经受蒸汽裂解条件之前，使用过热蒸汽预热轻石脑油。
20.根据权利要求17所述的方法，其中在使轻石脑油物流经受蒸汽裂解条件之前，使用过热蒸汽预热轻石脑油。
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