CN114630884A - 用于烯烃生产的配置 - Google Patents

Abstract

本文的方法可用于热裂化各种烃进料，并可完全省去炼油厂，同时使原油到化学品的工艺在原油方面非常灵活。在本文的实施方案中，原油被逐步分离成至少轻馏分和重馏分。根据轻馏分和重馏分的质量，它们被发送至三个改质操作中的一个，包括固定床加氢转化单元、流化催化转化单元或可利用沸腾床反应器的渣油加氢裂化单元。来自改质操作的产品可用作蒸汽裂化器的进料。

Description

用于烯烃生产的配置

技术领域

本文的实施方案涉及用于从原油和低价值重烃流生产石油化学产品(诸如烯烃和芳烃)的方法和系统。

背景技术

如果将原油中的高沸点化合物送至蒸汽裂化器，可能会造成重大的操作问题。高沸点化合物具有形成焦炭的倾向，这在很大程度上是由于其沥青质含量高。因此，通常在将较轻的馏分送至不同的石油化学产品单元(诸如蒸汽裂化器或芳烃联合装置)之前去除高沸点化合物。然而，去除工艺增加了整个工艺的资本成本并降低盈利能力，因为去除的高沸点化合物只能作为低价值燃料油出售。此外，在不会大量形成对该工艺下游的蒸汽裂化炉有害的HPNA(重多核芳烃)的情况下，减压渣油的转化一直是迄今为止的挑战。

USP 3,617,493描述了一种方法，其中将原油送至蒸汽裂化器的对流段，然后送至分离区，在分离区，沸点低于约450°F的进料的一部分与进料的其余部分分离，然后与蒸汽一起送至蒸汽裂化器的高温部分并经历裂化条件。

USP 4,133,777介绍了一种方法，在这种方法中，进料油最初以滴流方式向下流过HDM催化剂的固定床，然后向下穿过含有选定的第VI族和第VIII族金属的促进催化剂的固定床，在这种组合方法中发生的加氢裂化非常少。

USP 5603824公开了一种将含有硫化合物的蜡质烃进料混合物改质的方法，该混合物在馏出物范围内沸腾，以降低硫含量和85％点，同时保持石脑油副产品的高辛烷值并最大化馏出物收率。该方法采用具有至少两个催化剂床和这些床之间的床间再分配器的单个下流式反应器。顶床含有加氢裂化催化剂，优选沸石β，并且底床含有脱蜡催化剂，优选ZSM-5。

USP 3,730,879公开了一种用于原油或还原馏分的加氢脱硫的两床催化方法，其中第一床催化剂的总孔隙体积的至少50％由直径在100至200埃的范围内的孔隙组成。

USP 3,830,720公开了一种用于将渣油进行加氢裂化和加氢脱硫的两床催化方法，其中小孔隙催化剂设置在大孔隙催化剂的上游。

USP 3,876,523描述了一种新型催化剂和一种用于将包含残余馏分的烃油进行催化地脱金属和脱硫的方法。其中描述的方法利用复合在氧化铝上的包括加氢组分(诸如钴和钼氧化物)的催化剂。虽然这种催化剂对残余馏分的脱金属非常有效，并且随着运行时间的推移具有良好的稳定性，但当这种催化剂以特定方式与具有不同临界特性的第二种催化剂结合使用时，其效用得到显著地提高。一种在美国专利第3,876,523号中描述的类型的催化剂被称为第一催化剂，应理解该第一催化剂将位于具有不同特性的第二催化剂的上游。

USP 4,153,539公开了在加氢处理或加氢裂化过程中，当使用瓶状体(amphora)颗粒对轻烃馏分进行加氢处理、催化重整、固定床烷基化工艺等时，可以获得改善的氢气利用率和/或所需产品的更高转化率。

USP 4,016,067公开了烃油，优选残余馏分，通过使油依次与两种不同特性的催化剂接触，进行催化加氢处理以非常有效地去除金属和硫两者，并且催化剂体系的老化特别缓慢。位于第二催化剂上游的第一催化剂的特征在于其孔隙体积的至少60％在直径大于100埃的孔隙中，并且其他特性在下文中指定。相对于第一催化剂位于下游的第二催化剂的特征在于其孔隙体积的主要部分在直径小于100埃的孔隙中。

USP 4,016,067的双催化剂设备用于将金属和/或硫含量对于特定的应用来说是不合需要地高的任何烃油进行脱金属和/或脱硫。双催化剂设备对于制备用于催化裂化或焦化的低金属和/或低硫含量的原料特别有效。在去除金属和硫的加工中，烃油也同时富含氢，使其成为甚至更适合这些方法中的任何一种的进料。

一般而言，这些和其他先前用于转化全原油的方法通常将小于50％的原油转化为更需要的最终产品，包括石油化学产品，诸如例如乙烯、丙烯、丁烯、戊烯和轻芳烃。通常，全原油的20％在加工过程中被预先去除，去除难以转化的最重的组分。另外大约20％的全原油通常转化为热解油，大约10％的全原油过度转化为甲烷。

发明内容

一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中将高沸点残余馏分和热解油加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物以产生燃料油馏分和部分调节的馏分；在第二调节单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；在包括渣油加氢裂化系统的第一渣油调节单元中加氢裂化高沸点残余馏分，以产生加氢裂化流出物；将加氢裂化流出物进行溶剂脱沥青以回收沥青和脱沥青油馏分；在包括渣油加氢裂化系统的第二渣油调节单元中将脱沥青油馏分和热解油加氢裂化，以产生第二加氢裂化流出物；在第二集成分离装置中将加氢裂化流出物和第二加氢裂化流出物分离以产生渣油馏分和部分调节的馏分；在第二调节单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中将高沸点残余馏分和热解油加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；在第二集成分离装置中将加氢裂化流出物分离以产生渣油馏分和部分调节的馏分；将渣油馏分加氢脱硫以产生超低硫柴油馏分；在第三调节单元中将中沸点馏分破坏性加氢以产生第三调节单元流出物；在第三集成分离装置中将第三调节单元流出物分离成低沸点调节馏分、中沸点调节馏分和高沸点馏分；在第四调节单元中将部分调节的馏分、中沸点调节馏分和柴油馏分破坏性加氢以产生第四调节单元流出物；在第四集成分离装置中将第四调节单元分离成轻调节馏分和柴油馏分；将高沸点馏分、轻调节馏分、低沸点馏分和低沸点调节馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

其他方面和优点从以下说明和所附权利要求中变得明显。

附图说明

图1-4是根据本文的实施方案的用于转化全原油和/或含有重烃的流的系统和方法的简化工艺流程图。

具体实施方式

如本文所用，术语“石油化学产品”是指包括轻烯烃、二烯烃以及C6-C8芳烃的烃类。因此，石油化学产品是指包括乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、戊烯、戊二烯以及苯、甲苯和二甲苯的烃类。提及石油化学产品的子集，本文所用的术语“化学品”是指乙烯、丙烯、丁二烯、1-丁烯、异丁烯、苯、甲苯和对二甲苯。

加氢处理是一种催化过程，通常在游离氢的存在下进行，当用于加工烃类原料时，其主要目的是去除原料的各种金属污染物(例如砷)、杂原子(例如硫、氮和氧)和芳烃。通常，在加氢处理操作中，烃分子的裂化(即将较大的烃分子分解成较小的烃分子)被最小化。如本文所用，术语“加氢处理”是指一种精炼过程，其中原料流在催化剂的存在下与氢气反应，通过还原过程从原料流(例如常压塔塔底物)中去除杂质，诸如硫、氮、氧和/或金属(例如镍或钒)。加氢处理过程可根据加氢处理器的进料类型而大幅度变化。例如，轻质进料(例如石脑油)含有非常少量和少类型的杂质，而重质进料(例如ATB)通常具有存在于原油中的许多不同的重质化合物。除了具有重质化合物外，重质进料中的杂质比存在于轻质进料中的杂质更复杂且更难处理。因此，轻质进料的加氢处理通常在较低的反应苛刻度下进行，而重质进料需要较高的反应压力和温度。

加氢裂化是指烃类的加氢和脱氢伴随着裂化/裂解，例如，将较重的烃类转化为较轻的烃类，或将芳烃和/或环烷烃(环烷)转化为非环状支链烷烃的一种过程。

如本文所用的“调节(condition)”及类似术语是指通过加氢裂化和加氢处理中的一种或两种将烃类转化。“破坏性加氢”及类似术语是指烃的烃分子键的裂化，以及剩余烃碎片的相关氢饱和，这可以创建稳定的低沸点烃油产品，并且可以包括加氢裂化和加氢处理两者。

“API比重”是指石油原料或产品相对于水的比重，由ASTM D4052-11测定。

调节、分馏和蒸汽裂化的整合可产生高效的设施，并且在一些实施方案中，可以将大于55％、大于60％、大于65％、大于70％、大于75％、大于80％或大于85％的全原油转化为石油化学产品。在其他实施方案中，调节、分馏和蒸汽裂化的整合可产生高效的设施，并且在一些实施方案中可以将大于55％、大于60％、大于65％、大于70％、大于75％、大于80％或大于85％的全原油转化为化学品。因此，本文的实施方案可以提供用于将甚至包括最重的、最不需要的残渣组分的进料调节为可以汽化并进入蒸汽裂化器的辐射段的组分的系统和方法，大大改善了先前方法的低石油化学产品转化。

本文的实施方案涉及以原油和/或低价值重烃作为进料并生产石油化学产品，诸如轻烯烃和二烯烃(乙烯、丙烯、丁二烯和/或丁烯)和芳烃的方法和系统。更具体地，本文的实施方案涉及通过经预调节的原油或凝析油的热裂化来制造烯烃和芳烃的方法和系统。本文的方法可以调节全原油和天然凝析油的残渣馏分以生产用作蒸汽裂化器原料的原料。

在本文公开的实施方案中有用的烃混合物可包括具有以下沸程的各种烃混合物，其中混合物的终沸点可大于500℃，诸如大于525℃、550℃或575℃。高沸点烃类，诸如沸点超过550℃的烃类的量，可以低至0.1重量％、1重量％或2重量％，但可以高达10重量％、25重量％、50重量％或更高。本说明书是相对于原油，诸如全原油进行解释的，但任何高沸腾终点烃混合物都可以使用。然而，本文公开的方法可应用于具有宽沸点曲线和高于500℃的终点的原油、凝析油和烃。这样的烃混合物可包括全原油、原始原油、经加氢处理的原油、瓦斯油、真空瓦斯油、取暖油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、合成石脑油、残油重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、蒸馏油、原始石脑油、天然气冷凝物、常压管式蒸馏釜塔底物、包括塔底物在内的真空管式蒸馏釜物流、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物、来自炼油厂的重质非原始烃流、真空瓦斯油、重瓦斯油、常压渣油、加氢裂化蜡和费-托蜡等。在一些实施方案中，烃混合物可包括沸点从石脑油范围或更轻到真空瓦斯油范围或更重的烃类。

当烃混合物的终沸点高时，诸如超过550℃时，烃混合物不能直接在蒸汽热解反应器中加工以生产烯烃。这些重烃的存在导致在反应器中形成焦炭，其中焦化可能发生在一个或多个对流区预热盘管或过热盘管、辐射盘管或输送线换热器中，并且这种焦化可能迅速发生，诸如在几个小时内。在商业上，通常不对全原油进行裂化，因为这不经济。它通常被分馏，并且只有特定的切取馏分用于蒸汽热解加热器以生产烯烃。剩余部分用于其他工艺。裂化反应通过自由基机理进行。因此，当它在高温下裂化时可以获得高乙烯收率。较轻进料，如丁烷和戊烷，需要高反应器温度以获得高烯烃收率。重质进料，如瓦斯油和真空瓦斯油(VGO)，需要较低的温度。原油含有从丁烷到VGO和渣油(材料沸点超过550℃)的化合物分布。将未经分离的全原油经历高温会产生高收率的焦炭(在高苛刻度下裂化烃的副产品)并堵塞蒸汽热解反应器。蒸汽热解反应器必须定期关闭，并通过蒸汽/空气除焦来清洗焦炭。烯烃生产时两个清洗周期之间的时间称为运行周期。当全原油不经分离裂化时，焦炭会沉积在对流段盘管(汽化流体)、辐射段(在此发生烯烃生产反应)和/或输送线换热器(在此反应通过冷却而快速停止，以保持烯烃收率)中。

根据本文实施方案用于转化原油为原料并生产石油化学产品和低硫燃料油的方法和系统可以包括进料制备段、原油调节段、任选的芳烃联合装置和蒸汽裂化器。例如，进料制备段可包括脱盐器。原油经过调节和加工，使得可裂化进料被送至蒸汽裂化器以最大化化学品收率，同时保持炉的合理除焦频率。原油调节段的另一个目标是实现最大转化率，诸如沥青质完全或基本完全(95％+)转化为较低沸点组分，这提高了化学品收率，同时减少重质多核芳烃(HPNA)的形成。

因此，根据本文实施方案的方法可以将原油的较重馏分转化为高价值的石油化学产品，并可以将送至燃料油池的烃类的量最小化，这大大提高了盈利能力。所生产的小型燃料油池也可能改质为符合IMO 2020的低硫燃料油，进一步提高产品的价值。

如上所述，原油中的高沸点化合物如果被送至蒸汽裂化器，可能会造成重大的操作问题，因为它们具有形成焦炭的倾向，这主要是由于它们的沥青质含量高。因此，通常在将较轻的馏分送至不同的石油化学产品单元(诸如蒸汽裂化器和芳烃联合装置)之前去除高沸点化合物。去除工艺增加了整个工艺的资本成本并降低了盈利能力，因为去除的高沸点化合物只能作为低价值燃料油出售。此外，在不会大量形成对该工艺下游的蒸汽裂化炉有害的HPNA的情况下，减压渣油的转化一直是迄今为止的挑战。

根据本文描述的实施方案，用于转化全原油和重烃的系统和方法的配置可以高效地操控渣油转化，同时最大化化学品转化率并保持蒸汽裂化器中较低的焦化倾向。这是通过在原油调节工艺中使用一个或多个集成分离装置(ISD)和/或溶剂脱沥青单元来实现的。

根据本公开的实施方案的方法旨在将大部分原油转化为蒸汽裂化器的可行原料。根据本文中的实施方案的有效渣油转化可最大化化学品转化率并保持较低的焦化倾向。这是通过在整个工艺配置中集成以下工艺中的一种或两种来实现的：(1)在原油调节工艺中增加加氢裂化反应器，能够将高沸点化合物转化为沸点小于540℃的化合物；和/或(2)增加溶剂脱沥青单元以从原油的重馏分中去除沥青质，这反过来将提高固定床加氢处理反应器中催化剂的生命周期并减少蒸汽裂化炉中的焦炭形成。这使得可以将所有或基本上所有加工过的原油进给至蒸汽裂化器，从而降低了低价值燃料油的总工艺收率并提高了高价值烯烃、二烯烃和苯、甲苯和二甲苯(BTX)的收率。

分离各种馏分，诸如低沸点馏分(160℃-馏分)和高沸点馏分(160℃+馏分)，或诸如低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点馏分(例如160℃-馏分、160℃至490℃馏分和490℃+馏分)可以提高本文公开的方法和系统的资本效率和运营成本。虽然在本文的许多实施方案中提及三种切取馏分，但本申请发明人认识到，通常具有少量高沸点组分的凝析油和具有更大量高沸点组分的全原油可以以不同的方式加工。因此，对于宽沸程的石油进料，可以进行一次、两次、三次或更多次单独的切取，并且可以在最佳条件下独立加工每种切取馏分。

可使用一个或多个分离器(蒸馏塔、闪蒸罐等)将全原油分离成所需的馏分。在一些实施方案中，石油进料的分离可在集成分离装置(ISD)中进行，例如在US20130197283中公开的，该文献通过引用并入本文。在ISD中，基于离心和旋风效应的组合，在ISD中对低沸点馏分进行初始分离，以将所需的蒸气馏分与液体分离。然后可使用附加的分离步骤，以将中沸点馏分与高沸点组分分离。

通常，沸点高于490℃的烃组分含有沥青质和康拉逊残碳，因此需要适当加工，如下文进一步所述。虽然实施方案被描述为包括低于约90℃至250℃的馏分，例如160℃-馏分和高于约400℃至560℃的馏分，诸如490℃+馏分，但应注意实际分馏点可能会根据正在加工的全原油或其他重馏分的类型而变化。例如，对于含有低含量金属或氮的原油，或大量例如在至多525℃、540℃或565℃的温度下沸腾的“更易于加工”的组分，可以增加中/高分馏点，同时仍然实现本文实施方案的益处。类似地，在一些实施方案中，低/中分馏点可以高达220℃，或在其他实施方案中高达250℃。此外，已发现约160℃的低/中分馏点可能有利于反应器(诸如固定床调节反应器)的定尺寸(sizing)和操作，用于调节中馏分烃类(中切取馏分)。此外，对于某些进料，诸如凝析油，低/中分馏点可能高达565℃。根据本文的实施方案，改变分馏点的能力可以增加工艺方案的灵活性，允许加工多种进料同时仍然生产所需的产品混合物。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分可包括沸点为至多约90℃(例如，90℃-馏分)、至多约100℃、至多约110℃、至多约120℃、至多约130℃、至多约140℃、至多约150℃、至多约160℃、至多约170℃、至多约180℃、至多约190℃、至多约200℃、至多约210℃、至多约220℃、至多约230℃、至多约240℃、至多约250℃(例如，250℃-馏分)、至多约300℃、至多约350℃、至多约400℃、至多约500℃或至多约565℃的烃类。本文的实施方案还考虑到轻切取馏分是沸点至多为上述范围的中间温度的烃类。

根据所使用的分馏机理，轻烃“切取馏分”可能是相对干净的，这意味着轻馏分可能没有任何实质量(如本文所用的>1重量％)的沸点高于预期沸腾温度目标值的化合物。例如，160℃-切取馏分可能没有任何实质量的沸点高于160℃的烃化合物(即>1重量％)。在其他实施方案中，上面提到的预期目标“分馏”温度可能是95％沸点温度，或在其他实施方案中为85％沸点温度，诸如可以使用ASTM D86或ASTM D2887测量，或例如根据ASTM D2892进行真沸点(TBP)分析，以及对于重物流(诸如那些沸点高于约400℃的物流)使用ASTMD7169。在这些实施方案中，可能有至多5重量％或至多15重量％的化合物高于指示的“分馏”点温度。对于许多全原油，低/中分馏点可能是这样的：低沸点馏分的95％沸点温度在约90℃至约250℃的范围内。然而，对于其他进料，诸如凝析油，低沸点馏分的95％沸点温度可能在例如约500℃至约565℃的范围内。

在一些实施方案中，中切取馏分可以包括以下烃类：其沸点从轻切取馏分上温度的下限(例如，90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、300℃、350℃或400℃，例如)至烃类沸点为至多约350℃、至多约375℃、至多约400℃、至多约410℃、至多约420℃、至多约430℃、至多约440℃、至多约450℃、至多约460℃、至多约480℃、至多约490℃、至多约500℃、至多约520℃、至多约540℃、至多约560℃、或至多约580℃的上限。如本文所用，例如，具有160℃下限和490℃上限的中切取馏分可称为160℃至490℃切取馏分或级分。本文的实施方案还考虑到中切取馏分是沸点至少和/或至多为上述范围的中间温度的烃类。

根据分馏机理，中切取馏分的烃“切取馏分”可能是相对干净的，这意味着中切取馏分可能没有任何实质量(>1重量％)的沸点低于预期的沸腾温度目标限值的化合物和/或可能没有任何实质量(>1重量％)的沸点高于预期的沸腾温度目标限值的化合物。例如，160℃至490℃的切取馏分可能没有任何实质量的沸点低于160℃或高于490℃的烃化合物。在其他实施方案中，上面提到的预期目标“分馏”温度可以是在下限的5重量％或15重量％沸点温度和/或在上限的95％或85％沸点温度，诸如可使用ASTM D86或ASTM D2887测量，或例如根据ASTM D2892进行真沸点(TBP)分析，以及对于重物流，诸如沸点高于约400℃的物流，可使用ASTM D7169。在这样的实施方案中，可分别有至多5重量％或至多15重量％的化合物高于和/或低于“分馏”点温度。

在一些实施方案中，重切取馏分可包括沸点高于约350℃、高于约375℃、高于约400℃(例如，400℃+馏分)、高于约420℃、高于约440℃、高于约460℃、高于约480℃、高于约490℃、高于约500℃、高于约510℃、高于约520℃、高于约530℃、高于约540℃、高于约560℃、高于约580℃、高于约590℃、高于约600℃(例如，600℃+馏分)或高于约700℃的烃类。本文的实施方案还考虑到重切取馏分是沸点高于上述温度的中间温度的烃类。

根据分馏机理，重烃“切取馏分”可能是相对干净的，这意味着重馏分可能没有任何实质量(>1重量％)的沸点低于预期沸腾温度目标值的化合物。例如，490℃+切取馏分可能没有任何实质量的沸点低于490℃的烃化合物。在其他实施方案中，上面提到的预期目标“分馏”温度可以是95％沸点温度，或在其他实施方案中为85％沸点温度，诸如可使用ASTMD86或ASTM D2887测量，或例如根据ASTM D2892进行真沸点(TBP)分析，以及对于重物流，诸如沸点高于约400℃的物流，可使用ASTM D7169。在这样的实施方案中，可能分别有至多5重量％或至多15重量％的化合物低于“分馏”点温度。

虽然下面的实施例是相对于有限的温度范围给出的，但设想上面规定的任何温度范围都可以用于本文所描述的方法中。此外，相对于分馏点，以下实施例中提及的分馏点可能是干净的，如上所述，或可参考5％或15％沸腾温度作为下限，或可参考85％或95％沸腾温度作为上限。

在分馏之后，轻切取馏分，诸如160℃-切取馏分，可以在经过或没有经过进一步加工的情况下进给至系统的蒸汽裂化器段。例如，进给至蒸汽裂化器段的轻切取馏分可包括轻石脑油和较轻烃，并且在一些实施方案中可包括重石脑油沸程烃类。

可以使用一个或多个固定床反应器对中程烃切取馏分进行调节，固定床反应器为诸如加氢处理和/或加氢裂化反应器，每个反应器都可以将中切取馏分中的烃类破坏性加氢。调节反应器可包括用于去除金属、去除硫、去除氮的催化剂，并且这些反应器中的调节可总体上将氢添加到烃组分，使其更容易在下游加工以生产石油化学产品。例如，在中切取馏分调节区中的固定床催化剂体系可含有不同层的脱金属、破坏性加氢和中孔沸石加氢裂化催化剂，以优化重质材料的转化，以在适合烯烃生产的高链烷烃流和适合芳烃生产的富含芳烃的物流之间达到平衡。

在一些实施方案中，可能需要将中切取馏分进一步分离为低-中切取馏分和高-中切取馏分。例如，沸程从160℃至490℃的中切取馏分可分为沸程从约160℃至约325℃的低-中切取馏分和沸程从约325℃至约490℃的高-中切取馏分。因此，调节系列装置可被配置为更有选择性地将相应的低中切取馏分和高中切取馏分中的烃组分转化为所需的经调节的流出物，其中每个系列装置可以基于对其中的烃类进行破坏性加氢的优选的催化剂，用于预期的进料体积的反应器定尺寸和催化剂寿命，以及实现所需转化为含有石脑油范围的蒸汽裂化器原料的操作条件进行配置。类似地，也考虑了将中切取馏分分成三种或更多种子切取馏分。

在重质馏出物调节单元和任选的溶剂脱沥青单元中加工重烃(诸如490℃+烃类)可以提高低价值物流向高价值产品的转化。当使用时，溶剂脱沥青单元可以进一步提供一些益处，诸如匹配调节反应器与蒸汽裂化器运行周期的能力、以及提供操控更广泛的进料和不同原油的能力，允许操作员调整工艺。然后所得的溶剂脱沥青油可以被进一步处理，调节脱沥青油以用于蒸汽裂化器系统。此外，NH₃和H₂S的间歇分离可以提高加氢处理催化剂的寿命。

原油调节段被设计为实现四(4)个目标。第一，原油调节段可用于提高原油中链烷烃和环烷的浓度。第二，调节段可以降低原油中多核芳烃(PNA)的浓度。第三，调节段可以将原油的终沸点(FBP)降低至540℃以下。并且第四，调节段可以最小化原油的真空残余馏分。

本文的实施方案，例如，当调节中馏分和/或重(脱沥青油)馏分时，可以以将较重烃类转化成比柴油轻的烃类为目标。因此，可以选择加氢处理和加氢裂化催化剂和操作条件，以将相应馏分中的烃类转化为主要地(>50重量％)石脑油范围的烃类为目标。在调节段中使用催化剂和操作条件，以较轻的烃产品为目标，可提高蒸汽裂化器的可操作性和化学品的生产率。

在一些实施方案中，重切取馏分(诸如490℃+切取馏分)的调节可导致至少70重量％的沸点超过565℃的化合物转化为较低沸点的化合物。其他实施方案可导致大于75重量％、大于80重量％、或大于85重量％的沸点超过565℃的化合物转化为较低沸点的化合物。

在一些实施方案中，中切取馏分(诸如160℃至490℃切取馏分)的调节可导致其中大于50重量％的烃类转化为石脑油范围的烃类。在其他实施方案中，中切取馏分的调节可导致其中大于55重量％、大于60重量％、或大于65重量％、或大于70重量％的烃类转化为石脑油范围的烃类。

在一些实施方案中，中切取馏分和重切取馏分的共同调节可导致其中大于50重量％的烃类总体转化为石脑油范围的烃类。在其他实施方案中，中切取馏分和重切取馏分的调节可导致其中大于55重量％、大于60重量％或大于65重量％的烃类转化为石脑油范围的烃类。

在一些实施方案中，作为这样的初始分离和调节的结果，可将蒸汽裂化器的进料直接进给至蒸汽裂化器而无需进一步加工。在一些实施方案中，在分离后，可以将具有优选性能，包括沸点、API、BMCI、氢含量、氮含量、硫含量、粘度、MCRT或总金属含量中的一种或多种的轻切取馏分直接进给至蒸汽裂化器。根据本文的实施方案，来自中切取馏分调节的流出物也可以直接进给至蒸汽裂化器。同样，在一些实施方案中，来自重切取馏分调节的流出物可直接进给至蒸汽裂化器。

如本文所述的相应馏分的调节可允许蒸汽裂化器，即使在加工不同沸点范围的多种进料时，也能延长运行时间段。在一些实施方案中，蒸汽裂化器可能能够不间断地运行至少三年；在其他实施方案中至少四年；并在还其他实施方案中至少五年。

此外，可以调整或配置初始烃分馏点、反应器尺寸、催化剂等，使得蒸汽裂化器操作和调节工艺的运行时间一致。例如，在下面进一步描述的图1的配置中，可以对全原油进行调节，然后可以对经调节的原油进行蒸汽裂化。催化剂、反应器尺寸和条件可以配置为使得调节单元的运行时间与蒸汽裂化器的运行时间一致。催化剂体积、催化剂类型和反应苛刻度都可能在决定调节单元运行时间方面发挥作用。此外，原油中较重烃类的调节程度可能影响热裂化器中的焦化。为了最大化设备正常运行时间，本文的实施方案考虑了整个系统的设计和配置，使得对于给定的原料或多种预期的原料，调节系统具有与蒸汽裂化器类似的预期运行时间。此外，本文的实施方案考虑了基于正在加工的原料调整调节段和/或蒸汽裂化器中的反应条件(T、P、空速等)，使得调节段和蒸汽裂化器的运行时间类似或一致。

运行时间的一致化可导致最小的停机时间，诸如在调节反应器中的催化剂周转与蒸汽裂化器的除焦同时进行时。在调节系统包括多个反应器或反应器类型时，运行时间的一致化可基于期望的蒸汽裂化器性能。此外，例如，在加氢处理器的运行时间可能比调节段中的加氢裂化器长得多时，可以使用平行加氢裂化反应器系列装置和/或旁路加工，使得调节单元和蒸汽裂化单元的总运行时间可以一致。

旁路加工可以包括，例如，在通常加工较轻原料的反应器中临时加工490℃+切取馏分。较重的原料预计具有更苛刻的条件和更短的催化剂寿命，因此，在重质催化剂更换期间，在中程烃类调节反应器中临时加工重质物，可允许全原油进料继续进给至蒸汽裂化器，无需停机，同时更换了重质物调节反应器催化剂。当设计整个系统的一致运行时间时，中程调节反应器的配置也可以考虑预计的旁路加工。

以下是本文中公开的生产烯烃和/或芳烃的配置的简要描述。下面根据图1-3进一步详细描述用于各种配置的方框流程图。

在一些实施方案中，根据本文中的实施方案的全热原油到化学品的配置可使用集成分离装置对宽沸程烃原料进行初步分离以产生轻馏分(诸如160℃-馏分)、中沸点馏分(诸如160℃至490℃馏分)和重质馏分(诸如490℃+馏分)。然后可以在具有加氢处理催化剂体系的固定床反应器系统中调节中沸点馏分。重质馏分，任选地和由蒸汽裂化器产生的热解油，可以在渣油加氢裂化单元中调节，诸如LC-FINING或LC-SLURRY工艺。然后，可以分离所得的经调节的重质物流以形成轻调节馏分(诸如490℃-馏分)和重调节馏分(诸如490℃+馏分)。然后在固定床反应器系统中，将渣油加氢处理产物的490℃-馏分与中沸点馏分一起进一步调节。然后，根据相应馏分的优选裂化温度，可以将经调节的原油的所得馏分进给至具有不同苛刻度的蒸汽裂化炉中进行蒸汽裂化。来自渣油改质工艺的未转化馏分可以进一步加氢处理以产生超低硫燃料油(ULSFO)。

在其他实施方案中，根据本文中的实施方案的全热原油到化学品的配置可使用集成分离装置对宽沸程烃原料进行初步分离以产生轻馏分(诸如160℃-馏分)、中沸点馏分(诸如160℃至490℃馏分)和重质馏分(诸如490℃+馏分)。然后可以在具有加氢处理催化剂体系的固定床反应器系统中调节中沸点馏分。重质馏分可以在渣油加氢裂化单元中调节，诸如LC-FINING或LC-SLURRY工艺。然后，可以分离所得的经调节的重质物流以形成轻调节馏分(诸如490℃-馏分)和重调节馏分(诸如490℃+馏分)。然后可以将渣油加氢处理产物的490℃-馏分进给至溶剂脱沥青单元以从脱沥青油馏分中分离沥青。脱沥青油和来自蒸汽裂化器的热解油可以在渣油加氢裂化单元中调节，诸如LC-FINING或LC-SLURRY工艺。来自第一和第二阶段渣油加氢裂化单元中的每一个的轻调节馏分可以在固定床反应器系统中与中沸点馏分一起进一步调节。然后，根据相应馏分的优选裂化温度，可以将经调节的原油的所得馏分进给至具有不同苛刻度的蒸汽裂化炉中进行蒸汽裂化。

在还其他实施方案中，根据本文中的实施方案的全热原油到化学品的配置可使用集成分离装置对宽沸程烃原料进行初步分离以产生轻馏分(诸如160℃-馏分)、中沸点馏分(诸如160℃至490℃馏分)和重质馏分(诸如490℃+馏分)。然后可以在具有加氢处理催化剂体系的固定床反应器系统中调节中沸点馏分。重质馏分(任选地和来自蒸汽裂化器的热解油)可以在渣油加氢裂化单元中调节，诸如LC-FINING或LC-SLURRY工艺。然后，可以分离所得的经调节的重质物流以形成轻调节馏分(诸如490℃-馏分)和重调节馏分(诸如490℃+馏分)。经调节的中沸点馏分也可经历分离以去除氨和/或硫化氢，然后可以诸如使用集成分离装置分离成两种或更多种馏分，包括轻馏分(诸如160℃-馏分)、中馏分(诸如160℃至360℃馏分)、和未转化油(UCO)馏分。然后可以将渣油加氢处理产物的490℃-馏分(经调节的重质馏分)和中间馏分(来自中沸程调节的160℃至360℃馏分)进给至第三固定床调节单元以进一步调节中范围烃类和重范围烃类用于蒸汽裂化。所得流出物也可以分离成轻部分和重部分，诸如160℃-馏分和160℃+馏分，其中重部分可返回到第三固定床调节单元，以进一步形成适合用于热裂化的石脑油范围烃类。在第三固定床调节单元中，流可以进行反应以降低其中烃类的芳烃含量。然后，根据相应馏分的优选裂化温度，来自第一和第三阶段调节单元中的每一个的轻调节馏分可以与直馏轻馏分和UCO一起进给至具有不同苛刻度的蒸汽裂化炉中进行蒸汽裂化。来自渣油改质工艺的未转化馏分可以进一步加氢处理以产生超低硫燃料油(ULSFO)。

现在参考图1，图示了根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃的系统的简化工艺流程图。

宽沸程重烃进料(诸如脱盐原油1)可进给至分离系统3。分离系统3可以是集成分离装置(ISD)，如上所述，并且例如包括分离和热集成。在分离系统3中，脱盐原油1可以分离成三种馏分，包括：(a)轻馏分，诸如160℃-馏分5，其不需要任何调节并且可用作蒸汽裂化器段7的进料；(b)中程馏分，诸如160℃至490℃馏分9；和(c)重馏分，诸如490℃+馏分11。也可以使用其他分馏点以将其中所需的馏分和烃类发送至所需单元进行调节和/或裂化。蒸汽裂化器段7可用于热裂化160℃-馏分，以及下文讨论的其他进料，以形成化学品13(诸如乙烯、丙烯和丁烯，它们可以集体回收或作为单独的流回收)以及较高沸点热解油馏分15。

490℃+馏分11和热解油馏分15可进给至第一调节系统17，第一调节系统17可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器以至少部分地转化490℃+馏分和热解油以产生经调节的烃流19。例如，490℃+流可以在渣油加氢裂化反应器系统17中诸如利用沸腾床压出物催化剂或淤浆催化剂进行加工以将其中的烃类转化成490℃-沸点化合物，渣油加氢裂化反应器系统17可以包括一个或多个反应器。然后可以将流19进给至第二分离系统21，诸如第二ISD，第二分离系统21可以将流19中的较轻的、经调节的烃类与可能不适合在蒸汽裂化器中进行加工的较重的烃类(诸如渣油馏分)分离。渣油馏分可以通过流动管线23从分离系统21中回收，并且可以在集成加氢处理器25，诸如固定床加氢脱硫单元中改质，以形成超低硫燃料油(ULSFO)流27。分离系统21还可以提供轻馏分29，诸如终点在约160℃至约490℃的范围内的烃馏分，其中重质物流23可具有对应的初始沸点，诸如490℃+烃类。

中沸点馏分9和轻馏分29可进给至第二调节段31以产生高链烷烃流33，高链烷烃流33适合在蒸汽裂化段7中加工以产生化学品流13(诸如乙烯、丙烯和丁烯)以及较高沸点热解油馏分15，如上所述。第一调节段17和第二调节段31可以相同或不同，并且可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器。

在一些实施方案中，调节反应器17、31可包括加氢处理催化剂(第一阶段调节)和/或加氢裂化催化剂(第二阶段调节)。此外，在一些实施方案中，第一阶段调节可包括含有渣油脱硫催化剂的反应器区。加氢处理和/或加氢裂化反应器可包括用于脱金属、脱氮的催化剂，并且在这些反应器中的加氢处理可以总体上向被调节的烃组分添加氢，使得它们更容易在下游加工以产生化学品。例如，调节区中的固定床催化剂体系可含有不同层的脱金属、加氢处理和中孔沸石加氢裂化催化剂以优化重质材料的转化，以在适合烯烃生产的高链烷烃流和适合芳烃生产的富含芳烃的流之间达到平衡。

在一些实施方案中，490℃+馏分11可进给至渣油加氢裂化器17。在渣油加氢裂化器中加工490℃+烃类可提高低价值物流向高价值产品的转化。渣油加氢裂化可在固定床渣油加氢裂化器、沸腾床反应器，诸如可从Lummus Technology获得的LC-FINING或LC-MAX反应器系统，以及可从Chevron Lummus Global获得的LC-SLURRY反应器中进行。

流29中的额外的490℃-材料可以在固定床加氢处理反应器中加工，该固定床加氢处理反应器可以为用于调节中切取馏分9的同一反应器，或者，在一些实施方案中，可以是独立的固定床加氢处理反应器，该固定床加氢处理反应器可以含有一种催化剂，该催化剂被定制以有效调节从渣油加氢裂化得到的一次转化的烃类。然后，来自加氢处理的160℃至490℃流9和加氢处理的490℃-渣油加氢裂化器流出物29的反应产物33可以在固定床加氢裂化反应器中加工，以产生适合在蒸汽裂化器段7中加工以转化为轻烯烃和其他有价值的化学品的原料33。

现在参考图2，图示了根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃的系统的简化工艺流程图，其中相同的数字代表相同的部件。在本实施方案中，脱盐全原油1与上面对图1所描述的加工类似，分离以形成轻馏分5、中切取馏分9和重质馏分11。在本实施方案中，将重馏分11进给至第一阶段渣油加氢裂化系统17A，并且将热解油流15进给至第二阶段渣油加氢裂化系统17B以与从溶剂脱沥青系统37回收的脱沥青油共同加工。

宽沸程重烃进料(诸如脱盐原油1)可进给至分离系统3。分离系统3可以是集成分离装置(ISD)，例如，如上所述。在分离系统3中，脱盐原油1可以分离成三种馏分，包括：(a)轻馏分，诸如160℃-馏分5，其不需要任何调节并且可用作蒸汽裂化器段7的进料；(b)中程馏分，诸如160℃至490℃馏分9；和(c)重馏分，诸如490℃+馏分11。也可以使用其他分馏点以将其中所需的馏分和烃类输送至所需单元用于调节和/或裂化。蒸汽裂化器段7可用于热裂化160℃-馏分，以及下文讨论的其他进料，以形成化学品13(诸如乙烯、丙烯和丁烯，它们可以集体回收或作为单独的流回收)以及较高沸点热解油馏分15。

490℃+馏分11可进给至第一调节系统17A，第一调节系统17A可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器以至少部分地转化490℃+馏分以产生经调节的烃流19A。例如，490℃+流可以在渣油加氢裂化反应器系统17中诸如利用沸腾床压出物催化剂或淤浆催化剂进行加工以将其中的烃类转化为490℃-沸点化合物，渣油加氢裂化反应器系统17可以包括一个或多个反应器。

热解油馏分15可进给至第二调节系统17B，第二调节系统17B可包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器以至少部分地转化热解油馏分以产生经调节的烃流19B。例如，热解油流可以在渣油加氢裂化反应器系统17B中诸如利用沸腾床压出物催化剂或淤浆催化剂进行加工以将其中的烃类转化为490℃-沸点化合物，渣油加氢裂化反应器系统17B可以包括一个或多个反应器。

然后可以将流19A和19B进给至第二分离系统21，诸如第二ISD，第二分离系统21可以将流19A和19B中的较轻的、经调节的烃类与可能不适合在蒸汽裂化器中进行加工的较重的烃类(诸如渣油馏分)分离。渣油馏分可以通过流动管线23从分离系统21中回收，并且可进给至溶剂脱沥青单元37。在脱沥青单元37中，可以加工渣油馏分23以回收脱沥青油39和沥青馏分41。在一些实施方案中，沥青馏分41可进给至集成加氢处理器(未显示)，诸如固定床加氢脱硫单元，以形成超低硫燃料油(ULSFO)流。脱沥青油馏分39可进给至第二阶段渣油加氢裂化反应器系统17B，与热解油一起转化以形成附加的可改质烃类。

分离系统21还可提供轻馏分29，诸如终点在约160℃至约490℃的范围内的烃馏分，其中重质物流23可具有对应的初始沸点，诸如490℃+烃类。中沸点馏分9和轻馏分29可进给至第二调节段31以产生高链烷烃流33，高链烷烃流33适合在蒸汽裂化段7中加工以产生化学品流23(诸如乙烯、丙烯和丁烯等)以及较高沸点热解油馏分15，如上所述。第一调节段17和第二调节段31可以相同或不同，并且可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器。

在一些实施方案中，调节反应器17A、17B、31可包括加氢处理催化剂(第一阶段调节)和/或加氢裂化催化剂(第二阶段调节)。此外，在一些实施方案中，第一阶段调节可包括含有渣油脱硫催化剂的反应器区。加氢处理和/或加氢裂化反应器可包括用于脱金属、脱氮的催化剂，并且这些反应器中的加氢处理可以总体上向被调节的烃组分添加氢，使得它们更容易在下游加工以产生化学品。例如，调节区中的固定床催化剂体系可含有不同层的脱金属、加氢处理和中孔沸石加氢裂化催化剂以优化重质材料的转化，以在适合烯烃生产的高链烷烃流和适合芳烃生产的富含芳烃的流之间达到平衡。

在一些实施方案中，490℃+馏分11可进给至渣油加氢裂化器17。在渣油加氢裂化器中加工490℃+烃类可提高低价值物流向高价值产品的转化。渣油加氢裂化可在固定床渣油加氢裂化器、沸腾床反应器，诸如可从Lummus Technology获得的LC-FINING或LC-MAX反应器系统，以及可从Chevron Lummus Global获得的LC-SLURRY反应器中进行。

流29中的额外的490℃-材料可以在固定床加氢处理反应器中处理，该固定床加氢处理反应器可以为用于调节中切取馏分9的同一反应器，或者，在一些实施方式中，可以是独立的固定床加氢处理反应器，该固定床加氢处理反应器可以含有一种催化剂，该催化剂被定制以有效调节从渣油加氢裂化得到的一次转化的烃类。然后，来自加氢处理的160℃至490℃流9和加氢处理的490℃-渣油加氢裂化器流出物29的反应产物33可以在固定床加氢裂化反应器中加工，以产生适合在蒸汽裂化器段7中加工以转化为轻烯烃和其他有价值的化学品的原料33。

现在参考图3，图示了根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃的系统的简化工艺流程图，其中相同的数字代表相同的部件。宽沸程重烃进料(诸如脱盐原油1)可进给至分离系统3。类似于图1和图2的实施方案中的加工，分离系统3可以是集成分离装置(ISD)，如上所述，在其中脱盐原油1可以分离成三种馏分，包括：(a)轻馏分，诸如160℃-馏分5，其不需要任何调节并且可用作蒸汽裂化器段7的进料；(b)中程馏分，诸如160℃至490℃馏分9；和(c)重馏分，诸如490℃+馏分11。也可以使用其他分馏点以将其中所需的馏分和烃类输送至所需单元用于调节和/或裂化。蒸汽裂化器段7可用于热裂化160℃-馏分，以及下文讨论的其他进料，以形成化学品13(诸如乙烯、丙烯和丁烯，它们可以集体回收或作为单独的流回收)以及较高沸点热解油馏分15。

490℃+馏分11和热解油馏分15可进给至第一调节系统17，第一调节系统17可以包括一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应器以至少部分地转化490℃+馏分和热解油以产生经调节的烃流19。例如，490℃+流可在渣油加氢裂化反应器系统17中诸如利用沸腾床压出物催化剂或淤浆催化剂进行加工以将其中的烃类转化为490℃-沸点化合物，渣油加氢裂化反应器系统17可以包括一个或多个反应器。然后可以将流19进给至第二分离系统21，诸如第二ISD，第二分离系统21可以将流19中的较轻的、经调节的烃类与可能不适合在蒸汽裂化器中加工的较重的烃类(诸如渣油馏分)分离。渣油馏分可以通过流动管线23从分离系统21中回收，并且可以在集成加氢处理器25(诸如固定床加氢脱硫单元)中改质，以形成超低硫燃料油(ULSFO)流27。分离系统21还可提供轻馏分29，诸如终点在约160℃至约490℃的范围内的烃馏分，其中重质物流23可具有对应的初始沸点，诸如490℃+烃类。

中沸点馏分9可进给至固定床调节系统45以产生高链烷烃流47，高链烷烃流47含有适合在蒸汽裂化段7中加工以产生附加的化学品13的烃类。转化之后，来自反应区45的流出物可以经历一个或多个中间分离阶段49，其可用于从流出物中分离氨和/或硫化氢51。然后，流出物中的烃类可以经由流动管线53输送到集成分离装置55。

分离系统55可用于将经改质的中程烃类分离成三种馏分，包括：(a)轻馏分，诸如160℃-馏分57，其不需要任何进一步的调节并且可用作蒸汽裂化器段7的进料；(b)中程馏分，诸如160℃至360℃馏分59；和(c)重馏分，诸如360℃+馏分61，其可包括来自中程馏分9的未转化烃类。也可以使用其他分馏点以将其中所需的馏分和烃类输送至所需单元用于调节和/或裂化。

轻馏分29和未转化的油馏分61可进给至第二调节段63以产生含有高链烷烃的流65，其包括适合在蒸汽裂化段7中加工以产生通过流13回收的附加化学品(诸如乙烯、丙烯和丁烯等)以及较高沸点热解油馏分15的烃类，如上所述。

在第二调节段63调节之后，流出物65可进给至另一个分离系统67，诸如ISD，用于将经改质的烃类分离成至少两种馏分，包括(a)轻馏分，诸如160℃-馏分69，其不需要任何进一步的调节并且可用作蒸汽裂化器段7的进料；和(b)重馏分，诸如160℃+馏分71，其可以包括来自馏分29、61的未转化烃类。也可以使用其他分馏点以将其中所需的馏分和烃类输送至所需单元用于调节和/或裂化。

在一些实施方案中，调节反应器17、45、63可包括加氢处理催化剂(第一阶段调节)和/或加氢裂化催化剂(第二阶段调节)。此外，在一些实施方案中，第一阶段调节可包括含有渣油脱硫催化剂的反应器区。加氢处理和/或加氢裂化反应器可包括用于去除金属、去除氮的催化剂，并且这些反应器中的加氢处理可以总体上向被调节的烃组分添加氢，使得它们更容易在下游加工以产生化学品。例如，调节区中的固定床催化剂体系可含有不同层的脱金属、加氢处理和中孔沸石加氢裂化催化剂以优化重质材料的转化，以在适合烯烃生产的高链烷烃流和适合芳烃生产的富含芳烃的流之间达到平衡。

在一些实施方案中，490℃+馏分11可进给至渣油加氢裂化器17。在渣油加氢裂化器中加工490℃+烃类可提高低价值物流向高价值产品的转化。渣油加氢裂化可在固定床渣油加氢裂化器、沸腾床反应器，诸如可从Lummus Technology获得的LC-FINING或LC-MAX反应器系统，以及可从Chevron Lummus Global获得的LC-SLURRY反应器中进行。

如上文关于图1所述，固定床调节系统可用于独立于160℃至490℃中切取馏分流9而调节490℃+馏分11，而第二固定床调节系统32可用于调节合并的160℃至490℃中切取馏分和部分调节且分离的490℃+馏分29，它们可以具有相似的沸程，即160℃至490℃。在一些实施方案中，流9、29可以在调节系统31中的相同或相似的加氢处理和/或加氢裂化反应器中加工。然而，已经发现，由于用于各种原油的进料化合物的性质，在单个反应系列装置中加工可能会导致流中的分子比相同沸程的直馏阿拉伯轻质或阿拉伯超轻原油中的分子含有更多的芳环。因此，为了使分子充分饱和，可能需要更苛刻的加氢处理条件，这对加氢处理催化剂的寿命和/或资本投资有不利影响。如果部分调节的馏分29与直馏160℃至490℃馏分9在第一调节系统31中共同加工，则单个加氢处理系列装置的周转时间可能会不合需要地下降，和/或在加氢处理催化剂体系进行再生和/或更换时，可能需要备用的加氢处理系列装置以向蒸汽裂化段提供稳定的原料流。上述内容也适用于其他类型的原油，诸如脱盐油、凝析油、生物油、合成原油、致密油、重烃、再造原油和源于沥青的油。

为了缓解催化剂寿命/周转时间的问题，固定床加氢处理步骤可以分开。例如，可以提供第一调节系统31用于加工直馏160℃至490℃馏分9，并且可以提供第二调节系统31用于加工部分调节的馏分29。一般来说，第一调节系统中的反应器可能比第二调节系统中的反应器的周转时间次数少，第二调节系统中的反应器可能具有更多的周转次数以更换催化剂，但可以将直馏160℃至490℃和部分调节的馏分合并到第一调节系统中，例如，从而不需要备用反应器系列装置来维持正常运行时间。作为进料的临时转移，对任一反应器系列装置的影响都是最小的，因此可以设计调节系统来加氢处理和/或加氢裂化直馏160℃至490℃和部分调节的馏分，使得可以减少第一或第二调节系统周转期间的工艺停机时间。此外，用于第一调节系统的周转时间可以配置为与蒸汽裂化器炉的周转时间同步。

如上所述，在一些实施方案中，各种原料可以允许提高分馏点，诸如将中/高分馏点从490℃提高到545℃。对于溶剂脱沥青系统中的加工也是如此，其中较高沸点的烃类可与脱沥青油一起回收，并进给至加氢处理反应器，以转化为适合蒸汽裂化的原料。然而，对于在溶剂脱沥青系统中加工高沸点馏分(例如，490℃+或545℃+馏分)，已发现较低的分馏点可能更有利，因为分馏点太高可能需要使用切削油(cutter oil)来生产ULSFO。

其他低价值炼油厂流也可以根据本文中的实施方案进行加工以最终生产更高价值的产品。这样的流包括以下类型的烃类中的一些或全部：(i)轻循环油(LCO)，诸如从FCC单元生产的LCO，其可与160℃至490℃馏分一起加工；(ii)油浆，诸如由FCC单元生产的油浆，其可与490℃+烃类一起加工；(iii)沥青，诸如由溶剂脱沥青单元生产的沥青，其可在第一调节系统中与490℃+烃类一起加工；和/或(iv)热解燃料油(Pyoil)，诸如由蒸汽裂化器生产的热解燃料油，包括来自蒸汽裂化器7的热解燃料油流25，该流可与490℃+烃类一起加工。其他相似沸程的各种烃流也可以在本文中公开的系统中共同加工以产生石油化学产品，其中这样的流可以包括轻石脑油、重石脑油、原油、常压渣油、减压渣油、合成原油和其他含有重烃类的烃流。由于原料质量(即金属、沥青质和CCR)的不同，任何ISD中的分馏点也可以不同。在脱盐原油具有低污染物含量的实施方案中，初始分馏点可以较高(即高于160℃)，从而减少一个或多个调节系统中的催化剂的操作负荷。或者，在脱盐原油具有高污染物含量的实施方案中，初始分馏点可以较低(即小于160℃)，从而将更多的烃类进给通过多个调节系统和第二ISD进行加氢处理和/或去除不需要的重组分，从而增加进给至蒸汽裂化的石脑油范围烃类的量。

如上简述，本文的实施方案可以允许以经济可行的方式将原油直接裂化成化学品，形成轻烃类如乙烯和丙烯，而不经过常规的精炼步骤。此外，由于页岩气革命促使越来越多地转向裂化较轻原料，将原油直接转化为化学品可能有助于阻止通常作为副产品(丙烯、丁二烯)生产的关键构件的供需缺口的扩大。

根据本文实施方案的加工装置的集成可为将全原油(诸如阿拉伯轻质原油和阿拉伯超轻原油)以及低价值炼油厂流(诸如热解油(PyOil)、油浆和轻循环油(LCO))改质为更高价值的化学产品提供独特的潜力。虽然根据本文实施方案调节进料将氢添加到进料组分中，而氢消耗是工厂的额外费用，但生产化学品而不是燃料的综合益处超过了这一额外的费用。上述内容也适用于其他类型的原油，诸如脱盐油、凝析油、生物油、合成原油、致密油、重烃、再造原油和源于沥青的油。

在其他实施方案中，可包括任选的芳烃联合装置。例如，可用芳烃联合装置将160℃至490℃馏分或其一部分转化为芳烃。例如，中切取馏分诸如160℃至240℃馏分可被加工以将其中的一部分烃类转化为芳烃，而重质物可被进给至蒸汽裂化器以转化为化学品。根据本文的实施方案，通过初始加工和调节产生的芳烃联合装置原料可允许各个加工者停止进口全馏程石脑油(FRN)。

此外，在一些实施方案中，在蒸汽裂化单元中产生的热解油可被分离以回收热解汽油馏分，和一种或多种重质馏分，诸如热解瓦斯油馏分和热解燃料油馏分。如上所述，较轻热解汽油馏分可进给至芳烃单元，而较重的馏分可用于形成ULSFO。

如关于图1-3所描述的，分离系统3可以是如图4所示的分离系统，包括分离和热集成。脱盐后，原油1可在加热器500的对流段中进一步预热以产生经预热的原油502。经预热的原油502可以进给至分离器504，分离器504可以促进160℃-馏分5与较重组分的分离，较重组分回收至流506。

剩余的160℃+原油馏分506可以进给至泵508，泵508产生经加压的160℃+原油馏分510，然后可以将经加压的160℃+原油馏分510进给至热交换器512。ISD热交换器512可以用热氢气汽提塔塔底物520预热160℃+原油馏分510，产生经加压和预热的160℃+原油馏分514。然后可以将经加压和预热的160℃+原油馏分514回给至加热器500，在那里被加热以有利于将160至490℃馏分与较重的490℃+馏分分离。然后可以将经加热的160℃+原油馏分516进给至热氢气汽提塔518。在热氢气汽提塔518中，160℃+原油馏分进一步分离成160至490℃馏分9和热氢气汽提塔塔底物520，热氢气汽提塔塔底物含有较重的490℃+烃类。热氢气汽提塔塔底物520在热交换器512中通过与经加压的160℃+原油馏分510进行间接热交换而被冷却后，可作为490℃+馏分11从分离系统3中去除。

热氢气汽提塔518可以利用氢气进料522作为汽提介质。热氢气汽提塔518可以根据正在加工的原油原料的性质进行操作以提供广泛的灵活性。汽提塔塔顶馏出物(160至490℃馏分9)可以被冷却，以回收氢气，并在适当时发送至中间加氢处理反应阶段，如关于图1-3所描述的。回收的氢气在胺处理(未示出)后进给至下游变压吸附(PSA)单元(未示出)，以提高氢气纯度。PSA氢气产品可在补充氢气压缩机(未示出)中压缩以向一个或多个加氢处理反应器(图1-3)提供补充氢气，并作为热氢气进料522。

热氢气汽提塔塔底产物520(诸如490℃+切取馏分)含有在原油中必须操控的最难的化合物，包括沥青质、金属和CCR。高沸点残余馏分中过量的金属、CCR和沥青质会导致催化剂快速结垢并增加固定床下流式反应器中的压降，限制了转化率和催化剂运行周期者。在被经加压的160℃+原油馏分510冷却之后，490℃+流11可以被回收，并连同任何附加的低价值炼油厂流(诸如热解油流和/或油浆流)一起在液体循环、沸腾床渣油加氢裂化器中加工，如图1-3所述。

通过调整进给至热氢气汽提塔518的氢气522的量，以及热氢气汽提塔518和加热器500的操作条件，可以调节烃分馏点使得轻切取馏分5可以直接进给至下游蒸汽裂化器，且中切取馏分9可能具有很少或几乎没有使固定床调节反应器迅速结垢的有害化合物。以这种方式，分离系统3(带有热氢气汽提塔518)可将最难加工的烃类浓缩至重切取馏分11中，重切取馏分11可进给至可在最苛刻条件下操作的沸腾床反应器，从而保存蒸汽裂化器和固定床调节反应器中的催化剂。

本文的实施方案提供原油原料制备、原油分离、原油调节和蒸汽裂化技术的战略组合以最大化高价值化学品的收率。原油调节段采用固定床加氢处理和液体循环的组合，以将原油调节成合适的蒸汽裂化器进料，并将低价值炼油厂流改质。例如，本文的实施方案可以实现全原油原料的60％至90％范围内的化学品收率。

脱盐之后，原油可被分离成三种切取馏分，包括：160℃-流；160至490℃流；和490℃+流。160℃-流不需要改质，因此可以直接发送至蒸汽裂化器。160至490℃流很容易在固定床加氢处理反应系统中操控，在该系统中，进料进行加氢处理并转化为石脑油，制造理想的蒸汽裂化器原料。

本文的实施方案可以使用一个或多个加氢处理和/或加氢裂化反应和集成分离装置以去除沥青(沥青质)和金属，从而在不使反应器结垢的情况下增加转化过程的运行时间。在一些实施方案中，沥青、沥青质和金属可以进给至延迟焦化单元以回收这些流中含有的碳。

本文的实施方案可提供上游加工以在蒸汽裂化器中加工全原油和其他宽沸程烃类，其中整体集成工艺的实施方案可被配置为具有共同的运行时间。这可以通过从一个调节系统到另一个调节系统的故障转移或切换来实现，以便在催化剂再生、维护或清洗期间最小化总系统停机时间。此外，在中程烃加工和高沸点渣油加工中，此类实施方案可消除对用于催化剂再生期间的平行反应系列装置或冗余工艺单元的需要。

此外，第一调节系统和第二调节系统中的每个调节系统中的加氢处理和加氢裂化反应器可以定尺寸以具有与蒸汽裂化单元类似的运行时间。这种配置还可以允许减少停机时间，因为清洗、维护和催化剂再生可以在多个反应系统中一起完成。如果没有这样的设计考虑，操作可能会具有增加的停机时间，例如，在第一调节系统中的反应器离线进行催化剂再生时，虽然第二调节系统中的催化剂仍然具有>50％的催化剂寿命。

另外，避免在前端分离中夹带重材料可以降低成本，并且可以导致如本文所图示和描述的不太复杂的流程图。此外，避免夹带可以确保原油调节系统和蒸汽裂化器的可操作性和加工性能，从而允许在实现化学品高收率的同时降低总资本支出。如上所述，本文的实施方案可以将脱盐原油或其他宽沸点烃类分离成各种馏分以有效地调节相应馏分以形成适合在蒸汽裂化器中转化的原料。由于根据本文实施方案可以加工的原料范围很广，取决于原料、调节催化剂、反应器容积以及给定装置的其他因素，因此可能更优选根据原料的一种或多种附加性能确定特定的分馏点。例如，可以基于原油原料的一个或多个性能或附加性能，诸如API比重、矿业局相关指数(BMCI，Bureau of Mines Correlation Index)、氢含量、氮含量、硫含量、粘度、微量法残碳值(MCRT，microcarbon residue)和/或总金属以及其他原料性能来调整特定分馏点。

在本文实施方案中有用的各种原料，诸如原油、脱盐油、凝析油、生物油、合成原油、致密油、重烃、再造原油和源于沥青的油可具有以下性能中的一种或多种，包括：在4至60°之间的API比重、20至85的BMCI、9.0至14.5重量％(或90,000至145,000ppm)的氢含量、0.02至0.95重量％(或200至9,500ppm)的氮含量、0.009至6.0重量％(或90至60,000ppm)的硫含量、95至5500厘沲(cSt)的在40℃下的粘度、5至35重量％的MCRT，和/或可具有<1至1000ppm的总金属含量。

为了使轻切取馏分、中切取馏分和重切取馏分具有特定的性能，可以进行和调整初始的原油分离，从而使得轻切取馏分可以进入蒸汽裂化器，而不需要中间加工或需要最少的中间加工。此外，可以进行和调整中馏分至重馏分的分馏，以使中切取馏分和重切取馏分具有适当和/或有利的进料性能和烃种类，从而在中馏分和重馏分调节反应器中有效地和高效地调节。

BMCI

在一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于20的BMCI。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于15的BMCI。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于10或甚至小于5的BMCI。在一些实施方案中，中切取馏分可具有小于40，诸如小于35、小于30或小于25的BMCI。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于30，诸如大于35、大于40、大于45、大于50或大于55的BMCI。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约90℃至约300℃的沸点的烃类，例如，可具有小于20的BMCI；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约110℃或至多约250℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于10的BMCI；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约130℃或至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于5的BMCI。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于5的BMCI。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同进料来说BMCI可能变化，但已发现低BMCI，诸如例如小于10或小于5，可改善轻烃在蒸汽热解单元中的加工性能，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以小于10的BMCI为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分可以以小于6或小于5.5的BMCI为目标。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃的范围内的下沸点和在约400℃至约600℃的范围内的上沸点的烃类，可具有在约5和50之间的BMCI。例如，中切取馏分可具有在5、10、15、20或25的下限至10、15、20、25、30、40或50的上限之间的BMCI。例如，已发现具有10和30之间的BMCI的中切取馏分，在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，中切取馏分可以以在约20至约30的范围内的BMCI为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，中切取馏分可以以在约15至约30的范围内的BMCI为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于30的BMCI。当重切取馏分包括沸点高于约350℃的烃类时，重切取馏分可具有大于40的BMCI。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于50的BMCI。在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于55的BMCI。例如，已发现具有大于约40的BMCI的重切取馏分在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，重切取馏分可以以在约50至约60的范围内的BMCI为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，重切取馏分可以以在约25至约40的范围内的BMCI为目标。

API

在一些实施方案中，轻切取馏分可具有大于10°的API比重。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有大于15°的API比重。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有大于20°、大于30°或甚至大于40°的API比重。在一些实施方案中，中切取馏分可具有大于10°且小于40°的API比重，诸如从10°、15°、20°、25°或30°的下限至25°、30°、35°、40°、45°或50°的上限。在一些实施方案中，重切取馏分可具有小于40°，诸如小于35°、小于25°、小于20°、小于15°或小于10°的API比重。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约300℃的沸点的烃类，例如，可具有大于10°的API比重；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约250℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有大于20°的API比重；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有大于40°的API比重。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分可具有大于60°的API比重。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同进料来说API比重可能变化，但已发现API比重，诸如例如大于40°、大于50°或大于60°，可改善轻烃在蒸汽热解单元中的加工性能，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以大于65°的API比重为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分可以以大于60°的API比重为目标。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，可具有在约5°和50°之间的API比重。例如，中切取馏分可具有在5°、10°、15°、20°或25°的下限至10°、15°、20°、25°、30°、40°或50°的上限之间的API比重。例如，已发现具有在20°和40°之间的API比重的中切取馏分在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，中切取馏分可以以在约30°至约35°的范围内的API比重为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，中切取馏分可以以在约35°至约40°的范围内的API比重为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有小于约40°的API比重。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有小于约20°的API比重。当重切取馏分包括沸点高于约400℃的烃类时，重切取馏分可具有小于约10°的API比重。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有小于7°的API比重。例如，已发现具有小于约20°的API比重的重切取馏分在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，重切取馏分可以以在约5°至约10°的范围内的API比重为目标，并且，例如对于阿拉伯超轻原油，重切取馏分可以以在约10°至约20°的范围内的API比重为目标。

氢含量

在一些实施方案中，轻切取馏分可具有大于12重量％的氢含量。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有大于13重量％的氢含量。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有大于13.5重量％、大于14重量％或甚至大于15重量％的氢含量。在一些实施方案中，中切取馏分可具有大于11重量％且小于14重量％，诸如从11、11.5、12.0、12.5或13.0重量％的下限至12.0、12.5、13.0、13.5、14.0或14.5重量％的上限的氢含量。在一些实施方案中，重切取馏分可具有小于13重量％，诸如小于12.5重量％、小于12重量％、小于11.5重量％或小于11重量％的氢含量。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约300℃的沸点的烃类，例如，可具有大于13重量％的氢含量；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括沸点为至多约250℃的烃类时，例如，轻切取馏分可具有大于13.5重量％的氢含量；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有大于14.0重量％的氢含量。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分可具有大于14.5重量％的氢含量。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同的进料来说氢含量可能变化，但已发现氢含量，诸如例如大于13重量％、大于14重量％或大于14.5重量％，可改善轻烃在蒸汽热解单元中的加工性能，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以大于14.5重量％的氢含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分可以以大于14重量％的氢含量为目标。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，可具有在约11.5重量％和14.5重量％之间的氢含量。例如，已发现在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件，具有在12重量％和13.5重量％之间的氢含量的中切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，中切取馏分可以以约12.5重量％至约13.5重量％范围内的氢含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，中切取馏分可以以约13.0重量％至约14.0重量％范围内的氢含量为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有小于约13重量％的氢含量。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有小于约12.5重量％的氢含量。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有小于约12.0重量％的氢含量。例如，在重切取馏分包括沸点高于约490℃的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有小于11重量％的氢含量。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有小于约12重量％的氢含量的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，重切取馏分可以以约10重量％至约11重量％范围内的氢含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，重切取馏分可以以约11重量％至约12重量％范围内的氢含量为目标。

氮含量

在一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于100ppm，诸如小于50ppm或小于30ppm的氮含量。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于25ppm的氮含量。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于20ppm、小于15ppm、小于10ppm、小于5ppm、小于3ppm、小于1ppm或甚至小于0.5ppm的氮含量。在一些实施方案中，中切取馏分可具有大于1ppm且小于1000ppm，诸如从1、5、10、50、100、250或500ppm的下限到50、100、250、500或1000ppm的上限的氮含量。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于10ppm，诸如大于25ppm、大于50ppm、大于100ppm、大于150ppm、大于200ppm、大于250ppm、大于500ppm、大于1000ppm、大于1500ppm、大于2000ppm或大于2500ppm的氮含量。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约300℃的沸点的烃类，例如，可具有小于0.01重量％或100ppm的氮含量；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约250℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于0.001重量％或10ppm的氮含量；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于0.0001重量％或1ppm的氮含量。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于约0.00003重量％或0.3ppm的氮含量。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同的进料来说氮含量可能变化，但发现氮含量，诸如例如小于约100ppm、小于10ppm或小于1ppm，可改善轻烃在蒸汽热解单元中的转化率，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以小于1ppm的氮含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分也可以以小于1ppm的氮含量为目标。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，例如，可具有在约10ppm和250ppm之间的氮含量。例如，已发现在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件，具有在20和250ppm之间的氮含量的中切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，中切取馏分可以以约200至约300ppm范围内的氮含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，中切取馏分可以以约100至约150ppm范围内的氮含量为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于约0.001重量％或10ppm的氮含量。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于约0.005重量％或50ppm的氮含量。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于约0.01重量％或100ppm的氮含量。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于2500ppm的氮含量。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有大于约100ppm的氮含量的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，重切取馏分可以以在约2000至约3000ppm的范围内的氮含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，重切取馏分可以以在约1000至约2000的范围内的氮含量为目标。

硫含量

在一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于10000ppm，诸如小于5000ppm或小于1000ppm的硫含量。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于750ppm的硫含量。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于500ppm、小于250ppm或甚至小于100ppm的硫含量。在一些实施方案中，中切取馏分可具有大于500ppm且小于10000ppm，诸如从500、750、1000、1500、2000、2500或5000ppm的下限至1000、2000、5000、10000、15000或20000ppm的上限的硫含量。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于1000ppm，诸如大于2500ppm、大于5000ppm、大于10000ppm、大于15000ppm、大于20000ppm、大于25000ppm、大于30000ppm、大于35000ppm、大于40000ppm、大于45000ppm或大于50000ppm的硫含量。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约300℃的沸点的烃类，例如，可具有1重量％或10,000ppm的硫含量；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约250℃沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于0.5重量％或5,000ppm的硫含量；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于0.1重量％或1,000ppm的硫含量。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分可具有小于约750ppm或小于500ppm的硫含量。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同的进料来说硫含量可能变化，但发现硫含量，诸如例如小于约600ppm，可提高轻烃在蒸汽热解单元中的转化率，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以小于750ppm的硫含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分也可以以小于500ppm的硫含量为目标。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，例如，可具有在约1000ppm至20000ppm之间的硫含量。例如，已发现在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件，具有在2000和15000ppm之间的硫含量的中切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，中切取馏分可以以在约6000至约12000ppm的范围内的硫含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，中切取馏分可以以在约5000至约10000ppm的范围内的硫含量为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于约0.1重量％或1,000ppm的硫含量。当重切取馏分包括具有大于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分的硫含量可大于约0.5重量％或5,000ppm。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于约1重量％或1,000ppm的硫含量。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于25000ppm的硫含量。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有大于约10000ppm的硫含量的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，重切取馏分可以以在约30000至约50000ppm的范围内的硫含量为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，重切取馏分可以以在约20000至约30000的范围内的硫含量为目标。

粘度

在一些实施方案中，轻切取馏分的根据ASTM D445在40℃下测量的粘度可以小于10cSt。在其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于5cSt的在40℃下测量的粘度。在还其他实施方案中，轻切取馏分可具有小于1cSt的在40℃下测量的粘度。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于10cSt，诸如大于20cSt、大于350cSt、大于50cSt、大于75cSt、或大于100cSt的根据ASTM D445在100℃下测量的粘度。在各种实施方案中，中切取馏分可具有在轻切取馏分和重切取馏分之间的中间粘度。

因此，在一些实施方案中，轻切取馏分，包括具有至多约300℃的沸点的烃类，例如，可具有小于10cSt的在40℃下测量的粘度；在其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约250℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于5cSt的在40℃下测量的粘度；在还其他实施方案中，诸如当轻切取馏分包括具有至多约220℃的沸点的烃类时，例如，轻切取馏分可具有小于1cSt的在40℃下测量的粘度。在轻切取馏分包括具有低于约160℃的沸点的烃类的一些实施方案中，轻切取馏分的在40℃下测量的粘度小于0.75cSt。虽然在任何给定的分馏温度下对于不同的进料来说粘度可能不同，但发现低粘度，诸如小于10cSt，可改善轻烃在蒸汽热解单元中的加工性能，而无需中间加工。例如，对于根据本文的实施方案加工的阿拉伯轻质原油，轻切取馏分可以以小于0.55cSt的粘度为目标，并且例如，对于阿拉伯超轻原油，轻切取馏分可以以小于0.6cSt的粘度为目标。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于10cSt的在100℃下测量的粘度。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分在100℃下测量的粘度可大于50cSt。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分在100℃下测量的粘度可大于100cSt。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于375cSt的粘度。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有大于约40cSt的粘度的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。

MCRT

在一些实施方案中，轻切取馏分可以仅具有痕量或不可检测量的微量法残碳值(MCRT)。在一些实施方案中，中切取馏分可具有小于5重量％，诸如小于3重量％、小于1重量％、或小于0.5重量％的MCRT。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于0.5重量％，诸如大于1重量％、大于3重量％、大于5重量％、或大于10重量％的MCRT。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，可具有在约0重量％(痕量或不可测量)和1重量％之间的MCRT。例如，已发现在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件，具有可忽略的MCRT的中切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于0.5重量％的MCRT。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于1重量％的MCRT。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于5重量％的MCRT。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于15重量％的MCRT。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有大于约1重量％的MCRT的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。

金属含量

在一些实施方案中，轻切取馏分可仅具有痕量或不可检测量的金属。在一些实施方案中，中切取馏分可具有至多50ppm，诸如小于30ppm、小于10ppm或小于1ppm的金属含量。在一些实施方案中，重切取馏分可具有大于1ppm，诸如大于10ppm、大于20ppm、大于35ppm或大于50ppm的金属含量。

在一些实施方案中，中切取馏分，包括具有在约90℃至约300℃范围内的下沸点和在约400℃至约600℃范围内的上沸点的烃类，可具有在约0ppm(痕量或不可测量)和5ppm之间，诸如大于0ppm至1ppm的金属含量。例如，已发现在本文方法的中切取馏分调节段中使用相对温和的破坏性加氢条件，具有可忽略的金属含量的中切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。

在各种实施方案中，重切取馏分，包括具有大于约300℃的沸点的烃类，可具有大于1ppm的金属含量。当重切取馏分包括具有高于约350℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于10ppm的金属含量。当重切取馏分包括具有高于约400℃的沸点的烃类时，重切取馏分可具有大于50ppm的金属含量。例如，在重切取馏分包括具有高于约490℃的沸点的烃类的实施方案中，重切取馏分可具有大于75ppm的金属含量。例如，已发现在本文方法的重切取馏分调节段中使用更苛刻的破坏性加氢条件，具有大于约10ppm的金属含量的重切取馏分可转化为蒸汽裂化器进料。

作为一个实施例，在初始的分离步骤中可以分离阿拉伯轻质原油流以产生所需的轻切取馏分、中切取馏分和重切取馏分。不打算受理论的约束，轻切取馏分可以是160℃-馏分，其中5％的馏分具有低于36℃的沸点，并且95％的馏分具有低于160℃的沸点(仅5％的馏分具有高于160℃的沸点)。轻切取馏分可具有约65.5°的API比重，可具有约5.2的BMCI，可具有约14.8重量％(或148,000ppm)的氢含量，可具有小于0.00003重量％(或0.3ppm)的氮含量，可具有约0.0582重量％(或582ppm)的硫含量，可具有约0.5353厘沲(cSt)的在40℃下的粘度，并且可以仅具有痕量的MCRT和总金属含量。中切取馏分可以是160℃至490℃馏分，其中5％的馏分具有低于173℃的沸点，并且95％的馏分具有低于474℃的沸点(仅5％的馏分具有高于474℃的沸点)。中切取馏分可具有约33.6°的API比重，可具有约25的BMCI，可具有约12.83重量％(或128,300ppm)的氢含量，可具有小于0.0227重量％(或227ppm)的氮含量，可具有约0.937重量％(或9,370ppm)的硫含量，可具有约1.58厘沲(cSt)的在100℃下的粘度，可具有0.03重量％的MCRT，并且可以仅具有痕量的总金属含量。重切取馏分可以是490℃+的馏分，其中5％的馏分具有低于490℃的沸点，并且95％的馏分具有低于735℃的沸点(仅5％的馏分具有高于735℃的沸点)。重切取馏分可具有约8.2°的API比重，可具有约55的BMCI，可具有约10.41重量％(或104,100ppm)的氢含量，可具有小于0.2638重量％(或2,368ppm)的氮含量，可具有约3.9668重量％(或39,668ppm)的硫含量，可具有约394.3厘沲(cSt)的在100℃下的粘度，可具有17.22重量％的MCRT，并且可具有79.04ppm的总金属含量。

作为另一个实施例，可以在初始的分离步骤中分离阿拉伯超轻原油流以产生所需的轻切取馏分、中切取馏分和重切取馏分。不打算受理论的约束，轻切取馏分可以是160℃-馏分，其中5％的馏分具有低于54℃的沸点，并且95％的馏分具有低于160℃的沸点(仅5％的馏分具有高于160℃的沸点)。轻切取馏分可具有约62°的API比重，可具有约9.09的BMCI，可具有约14.53重量％(或145,300ppm)的氢含量，可具有小于0.00003重量％(或0.3ppm)的氮含量，可具有约0.0472重量％(或472ppm)的硫含量，可具有约0.58厘沲(cSt)的在40℃下的粘度，并且可以仅具有痕量的MCRT和总金属含量。中切取馏分可以是160℃至490℃的馏分，其中5％的馏分具有低于169℃的沸点，并且95％的馏分具有低于456℃的沸点(仅5％的馏分具有高于474℃的沸点)。中切取馏分可具有约36.1°的API比重，可具有约21.22的BMCI，可具有约13.38重量％(或133,800ppm)的氢含量，可具有小于0.01322重量％(或132.2ppm)的氮含量，可具有约0.9047重量％(或9,047ppm)的硫含量，可具有约1.39厘沲(cSt)的在100℃下的粘度，并且可以仅具有痕量的MCRT和总金属含量。重切取馏分可以是490℃+的馏分，其中5％的馏分具有低于455℃的沸点，95％的馏分具有低于735℃的沸点(仅5％的馏分具有高于735℃的沸点)。重切取馏分可具有约15.1°的API比重，可具有约33.28的BMCI，可具有约11.45重量％(或114,500ppm)的氢含量，可具有小于0.1599重量％(或1,599ppm)的氮含量，可具有约2.683重量％(或26,830ppm)的硫含量，可具有约48.79厘沲(cSt)的在100℃下的粘度，可具有9.53重量％的MCRT，并且可具有58.45ppm的总金属含量。

虽然关于阿拉伯轻质油和阿拉伯超轻油对各种性能进行了描述，但上述内容还适用于其他类型的原油，诸如脱盐油、凝析油、生物油、合成原油、致密油、重烃、再造原油和源于沥青的油。

本文的实施方案考虑基于一种或多种上述性能来调整各种分馏点和反应器条件。根据本文实施方案的方法可以对待使用的石油进料进行检验，测量进入的进料的各种性能中的一种或多种。基于一种或多种性能，可以调整分馏点、催化剂类型(用于移动床反应器)、压力、温度、空速、氢气进给速率和其他变量，以便更有效地和高效地利用反应器配置，从而保持原料和各种切取馏分向所需蒸汽裂化器原料的最好、接近最佳或最佳调节。

例如，接收重切取馏分的沸腾床可以具有加工一定量的硫含量小于40,000ppm的烃类的能力。如果特定的490℃+重切取馏分具有大于40,000ppm的硫含量，则沸腾床的能力可能会降低。因此，可以将重切取馏分点降低至例如465℃+，以使其具有小于40,000ppm的硫含量。此外，如果特定的160℃至490℃中切取馏分具有大于14重量％的氢含量，例如，并且氮、硫、MCRT和总金属适当地低，则轻切取馏分可以扩展(例如从160℃-至190℃-)，以将更多的全原油直接发送至蒸汽裂化器。替代地，如果中切取馏分的氢含量较低，例如，和/或硫、氮、MCRT、和/或总金属不适当地低，则可以降低轻切取馏分(例如从160℃-至130℃-)，使得附加的中切取馏分可以在固定床调节阶段中进行加工。

与上述每个实施方案相关，作为示例性进料，阿拉伯轻质原油可以被加工以产生足够的轻石脑油和其他原料，以在混合进料裂化器(MFC)中生产增量乙烯。脱盐可包括泵送未加工的阿拉伯轻质(AL)原油通过一个或多个预加热器，将原油升至诸如140℃的温度，以使脱盐器的效力最大化。例如，脱盐器可以是两阶段静电脱盐系统，其可以去除未加工原油中的盐、固体和水，否则这些盐、固体和水会在下游设备中引起腐蚀和结垢问题。水和破乳化学品可与未加工原油混合以将其盐溶解到盐水溶液中，然后其静电聚结并从油中分离。第一阶段可以从原油中去除几乎所有的盐，第二阶段可以去除剩余的盐并使原油脱水。

脱盐器进料水(未示出)的一部分，其可能是未加工原油进料的约2体积％，例如，可以注入到冷的未加工原油进料中以保护未加工原油预热交换器免受盐分沉积。在每个原油泵的吸油口和出油口处的破乳剂注入点可以防止原油在通过预加热系统时形成乳液。

用于脱盐的水(脱盐器给水，DFW)可以是汽提酸性水(未示出)。脱盐可能需要未加工原油进料的6至10体积％，诸如8体积％的DFW。可以提供带有顺序控制阀的补给水管线(未示出)，以在汽提酸性水的量不足的情况下保持适当的DFW量。DFW可在缓冲罐中收集、泵送和分流。分流的一部分，诸如2体积％，可用于注入冷原油，剩余部分可用于注入脱盐器。后述的量在注入前可预加热至脱盐器操作温度的约10℃以内。混合阀可以促进DFW与第一阶段流出油的彻底混合。来自第二阶段的出水可以泵送并串联回第一阶段，在那里另一个混合阀将其与预加热的原油和破乳化学品彻底混合。来自第一阶段的富含流出物的水可以被进入的DFW冷却，并在此之前被空气和冷却水冷却。

每个脱盐阶段可配备泥浆洗涤系统以移出在脱盐器容器中可能沉淀和积聚的任何固体。泥浆洗涤系统可以通过从同一容器中取水并在较高的压力下将其注回来操作，以使固体流体化并将它们悬浮在水相中，以便随着水流进一步去除。

其余的160℃+原油馏分收集在ISD贮槽中，从那里其由ISD底部泵泵送通过汽提塔进料塔底交换器和加热器并到达热氢气汽提塔。在热氢气汽提塔中，利用热氢气作为汽提介质，将160℃+原油馏分进一步分离为160℃至490℃馏分和较重的490℃+馏分。

工艺流程中生成的160℃至490℃馏分可进给至共同或单独的固定床调节段。每个固定床原油调节段可包含至多四个反应阶段，包括沸腾床反应器(诸如LC-FINING反应器)、第二阶段加氢裂化反应器和重油加氢处理反应器。这四个反应阶段可以在单一的、共同的再循环气体循环回路中操作。这些原油调节阶段的整合实现了关键加工目标，即改质低价值炼油厂流，消除进口FRN的需要，并为生产增量乙烯提供蒸汽裂化器进料，同时极小化氢气消耗、投资和运营成本。

在一些实施方案中，490℃+馏分可以在淤浆或沸腾床反应器中加工。490℃+流含有原油中最难加工的化合物，包括沥青质、金属和康拉逊残碳(CCR)。在固定床下流式反应器中，转化率和催化剂运行周期通常受渣油进料中金属、CCR和沥青质含量的限制，且这些物质会导致催化剂快速结垢和压降增加。本文中的实施方案可采用上流式膨胀床反应器来克服压降问题并允许该方法在高渣油转化率下和长时间不间断流动下操作。同样地，490℃+流可以在液体循环、沸腾床反应器中加工，诸如可从Lummus Technology LLC获得的LC-FINING技术。淤浆反应器技术也可用于处理甚至更重的炼油厂流，诸如来自溶剂脱沥青器的沥青。

在其他实施方案中，可以从第一阶段沸腾床或淤浆床反应器流出物中回收重490℃+馏分，并在溶剂脱沥青(SDA)单元中加工。来自SDA单元的所得脱沥青油(DAO)可以在调节反应器中加工，包括，例如，第二淤浆或沸腾床反应阶段。如果需要，沥青馏分可以改质为低硫、符合IMO 2020的燃料油，从而进一步提高产品的价值。

可用于本文中的实施方案的蒸汽裂化器，包括乙烯联合装置，可包括各种单元操作。例如，乙烯联合装置可包括裂化器，诸如蒸汽裂化器。也可以使用其他裂化操作。乙烯联合装置还可包括烯烃回收单元、丁二烯萃取单元、MTBE单元、C4选择性加氢处理单元、热解汽油加氢处理单元、芳烃萃取单元、复分解单元、和/或歧化单元以及其他可用于生产和回收烯烃和其他轻烃的单元。来自乙烯联合装置的产品可包括，例如，乙烯、丙烯、丁二烯、苯、MTBE和混合二甲苯等。

在一些实施方案中，待裂化的烃流可直接进给至蒸汽裂化器。在其他实施方案中，可将上述待裂化的烃流分离成多种馏分以进行单独加工(裂化，例如，对每种相应馏分在优选的温度、压力和停留时间下裂化)。

烃原料，可以是单一的烃或烃类混合物，可以引入到设置在热解加热器的对流段中的加热盘管。在加热盘管中，烃原料可以通过与排气的对流热交换而被加热和/或汽化。

如果需要，然后经加热的烃原料可以与蒸汽或惰性化合物(诸如氮气、二氧化碳或任何其他无机气体)混合。工厂中的各部分工艺或附加工艺可以使用低温或饱和蒸汽，而其他部分可以使用高温过热蒸汽。在工艺或工厂中的其他地方使用的蒸汽可通过设置在热解加热器的对流区中的加热盘管(未示出)加热或过热。

然后，可以将经加热的烃混合物进给至加热盘管，该加热盘管可以设置在热解加热器中比上述对流区加热盘管更低的位置，并且因此处于比上述对流区加热盘管更高的温度。然后，可以将所得的过热混合物进给至设置在热解加热器辐射区中的一个或多个盘管，在一定的温度下操作以通过热裂化使烃混合物部分转化。然后，可以回收裂化的烃产品。

在一些实施方案中，如果需要，可以使用多个加热和分离步骤，以将待裂化的烃混合物分离成两种或更多种烃馏分。这将允许最佳地裂化每种切取馏分，从而可以将产量、蒸汽与油的比率、加热器入口和出口温度以及其他变量控制在所需的水平，以达到所需的反应结果，例如在限制辐射盘管和相关下游设备中的焦化的同时达到所需的产品特性。由于各种切取馏分，取决于各种原料流中烃类的沸点，被分离和裂化，因此可以控制辐射盘管和输送线换热器中的焦化。因此，加热器的运行周期可以增加到许多周，而不是几个小时，从而提高烯烃的产量。

在辐射盘管中裂化之后，可以使用一个或多个输送线换热器来非常快速地冷却产品并生成(超)高压蒸汽。一个或多个盘管可以组合并连接到每个交换器。交换器可以是双管或多壳管式交换器。

也可以使用直接淬火来代替间接冷却。在这种情况下，可以在辐射盘管的出口处注油。在油淬之后，也可以使用水淬。代替油淬，也可接受全水淬火。淬火后，产品被送至回收段。

如上所述，本文中的实施方案可用于将原油的较重馏分转化为高价值化学品并且可最小化送至燃料油池的量，这增加了盈利能力。燃料油池也可以改质为符合IMO 2020的低硫燃料油，进一步增加产品的价值。

如上所述，本文中的实施方案可涉及以下实施方案中的一个或多个：

实施方案1：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中加氢裂化高沸点残余馏分和热解油，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物以产生燃料油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；

将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案2：根据实施方案1的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案3：根据实施方案1或实施方案2的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

在40℃下测量的大于1cSt的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案4：根据实施方案1-3中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

实施方案5：根据实施方案1-4中任一项的方法，其中：

渣油加氢裂化馏分具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

实施方案6：根据实施方案1-5中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

实施方案7：根据实施方案1-6中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案8：根据实施方案1-7中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢；以及

将来自第一破坏性加氢单元和第二破坏性加氢单元的流出物合并。

实施方案9：根据实施方案8的方法，进一步包括在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在第一破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案10：根据实施方案1-9中任一项的方法，进一步包括将燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油。

实施方案11：根据实施方案1的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，原料的总化学品生产率从约60重量％至85重量％。

实施方案12：根据实施方案1的方法，其中渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

实施方案13：根据实施方案1的方法，其中分离全原油包括：

将全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分。

实施方案14：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一渣油调节单元中加氢裂化高沸点残余馏分，以产生加氢裂化流出物；

将加氢裂化流出物进行溶剂脱沥青以回收沥青和脱沥青油馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第二渣油调节单元中将脱沥青油馏分和热解油加氢裂化，以产生第二加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物和第二加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；

将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案15：根据实施方案14的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案16：根据实施方案14或实施方案15的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案17：根据实施方案14-16中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

实施方案18：根据实施方案14-17中任一项的方法，其中：

第二加氢裂化流出物具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

实施方案19：根据实施方案14-18中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

实施方案20：根据实施方案14-19中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案21：根据实施方案14-20中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢；以及

将来自第一破坏性加氢单元和第二破坏性加氢单元的流出物合并。

实施方案22：根据实施方案21的方法，进一步包括在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在第一破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案23：根据实施方案14的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，原料的总化学品生产率从约60重量％至85重量％。

实施方案24：根据实施方案14的方法，其中渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

实施方案25：根据实施方案14的方法，其中分离全原油包括：

将全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分。

实施方案26：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中加氢裂化高沸点残余馏分和热解油，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

将渣油馏分加氢脱硫以产生超低硫柴油馏分；

在第三调节单元中将中沸点馏分破坏性加氢以产生第三调节单元流出物；

在第三集成分离装置中将第三调节单元流出物分离成低沸点调节馏分、中沸点调节馏分和高沸点馏分；

在第四调节单元中将部分调节的馏分、中沸点调节馏分和柴油馏分破坏性加氢以产生第四调节单元流出物；

在第四集成分离装置中将第四调节单元分离成轻调节馏分和柴油馏分；

将高沸点馏分、轻调节馏分、低沸点馏分和低沸点调节馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案27：根据实施方案26的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案28：根据实施方案26或实施方案27的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案29：根据实施方案26-28中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

实施方案30：根据实施方案26的方法，其中分离全原油包括：

将全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分。

实施方案31：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

将烃原料进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中加氢裂化高沸点残余馏分和热解油，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物以产生燃料油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中破坏性加氢中沸点馏分和部分调节的馏分以产生蒸汽裂化器原料流；

将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案32：根据实施方案31的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案33：根据实施方案31或实施方案32的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案34：根据实施方案31-33中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

实施方案35：根据实施方案31-34中任一项的方法，其中：

渣油加氢裂化馏分具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

实施方案36：根据实施方案31-35中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

实施方案37：根据实施方案31-36中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案38：根据实施方案31-37中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢；以及

将来自第一破坏性加氢单元和第二破坏性加氢单元的流出物合并。

实施方案39：根据实施方案38的方法，进一步包括在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在第一破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案40：根据实施方案31-39中任一项的方法，进一步包括将燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油。

实施方案41：根据实施方案31的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，原料的总化学品生产率从约60重量％至85重量％。

实施方案42：根据实施方案31的方法，其中渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

实施方案43：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

将烃原料进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一渣油调节单元中将高沸点残余馏分加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；

将加氢裂化流出物以回收沥青和脱沥青油馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第二渣油调节单元中将脱沥青油馏分和热解油加氢裂化，以产生第二加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物和第二加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；

将蒸汽裂化器原料流和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案44：根据实施方案43的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案45：根据实施方案43或实施方案44的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案46：根据实施方案43-45中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

实施方案47：根据实施方案43-46中任一项的方法，其中：

第二加氢裂化流出物具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

实施方案48：根据实施方案43-47中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

实施方案49：根据实施方案43-48中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将中沸点馏分和部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案50：根据实施方案43-49中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢；以及

将来自第一破坏性加氢单元和第二破坏性加氢单元的流出物合并。

实施方案51：根据实施方案50的方法，进一步包括在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在第一破坏性加氢单元中将部分调节的馏分破坏性加氢。

实施方案52：根据实施方案43的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，原料的总化学品生产率从约60重量％至85重量％。

实施方案53：根据实施方案43的方法，其中渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

实施方案54：一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：

将烃原料进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将经预热的烃原料分离成低沸点馏分和中间馏分；

将中间馏分回给至加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在热氢气汽提塔中将经加热的中间馏分分离成中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；

通过与中间馏分进行间接热交换来冷却热氢气汽提塔塔底馏分，以产生高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中将高沸点残余馏分和热解油加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

将渣油馏分加氢脱硫以产生超低硫柴油馏分；

在第三调节单元中将中沸点馏分破坏性加氢以产生第三调节单元流出物；

在第三集成分离装置中将第三调节单元流出物分离成低沸点调节馏分、中沸调节馏分和高沸点馏分；

在第四调节单元中将部分调节的馏分、中沸点调节馏分和柴油馏分破坏性加氢以产生第四调节单元流出物；

在第四集成分离装置中将第四调节单元分离成轻调节馏分和柴油馏分；

将高沸点馏分、轻调节馏分、低沸点馏分和低沸点调节馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和热解油。

实施方案55：根据实施方案54的方法，其中低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

实施方案56：根据实施方案54或实施方案55的方法，其中中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

实施方案57：根据实施方案54-56中任一项的方法，其中高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

此外，如上所述，实施方案可以涉及一种用于执行根据实施方案1-57中的一个或多个的方法的系统。

虽然本公开包括有限数量的实施方案，但受益于本公开，本领域技术人员将理解，可以想出不脱离本公开的范围的其他实施方案。因此，范围应仅由所附的权利要求来限制。

Claims (30)

1.一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，所述方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中将所述高沸点残余馏分和热解油加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离所述加氢裂化流出物以产生燃料油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中将所述中沸点馏分和所述部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；

将所述蒸汽裂化器原料流和所述低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和所述热解油。

2.根据权利要求1所述的方法，其中所述低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

3.根据权利要求1或权利要求2所述的方法，其中所述中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中所述高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中：

渣油加氢裂化馏分具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中所述高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中将所述中沸点馏分破坏性加氢和将所述部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将所述中沸点馏分和所述部分调节的馏分破坏性加氢。

8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中将所述中沸点馏分破坏性加氢和将所述部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将所述中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将所述部分调节的馏分破坏性加氢；和

将来自所述第一破坏性加氢单元和所述第二破坏性加氢单元的流出物合并。

9.根据权利要求8所述的方法，进一步包括在更换所述第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在所述第一破坏性加氢单元中将所述部分调节的馏分破坏性加氢。

10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，进一步包括将所述燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油。

11.根据权利要求1所述的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，所述原料的总化学品生产率在60重量％至85重量％的范围内。

12.根据权利要求1所述的方法，其中所述渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

13.根据权利要求1所述的方法，其中分离所述全原油包括：

将所述全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将所述经预热的烃原料分离成所述低沸点馏分和中间馏分；

将所述中间馏分回给至所述加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在所述热氢气汽提塔中将所述经加热的中间馏分分离成所述中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与所述中间馏分进行间接热交换来冷却所述热氢气汽提塔塔底馏分，以产生所述高沸点残余馏分。

14.一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，所述方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一渣油调节单元中将所述高沸点残余馏分加氢裂化，以产生加氢裂化流出物；

将所述加氢裂化流出物进行溶剂脱沥青以回收沥青和脱沥青油馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第二渣油调节单元中将所述脱沥青油馏分和热解油加氢裂化，以产生第二加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离所述加氢裂化流出物和所述第二加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

在第二调节单元中将所述中沸点馏分和所述部分调节的馏分破坏性加氢以产生蒸汽裂化器原料流；

将所述蒸汽裂化器原料流和所述低沸点馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和所述热解油。

15.根据权利要求14所述的方法，其中所述低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

16.根据权利要求14或权利要求15所述的方法，其中所述中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

17.根据权利要求14-16中任一项所述的方法，其中所述高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

18.根据权利要求14-17中任一项所述的方法，其中：

所述第二加氢裂化流出物具有在约400℃至约560℃的范围内的95％沸点温度。

19.根据权利要求14-18中任一项所述的方法，其中所述高沸点残余馏分具有大于约545℃的5％沸点温度。

20.根据权利要求14-19中任一项所述的方法，其中将所述中沸点馏分破坏性加氢和将所述部分调节的馏分破坏性加氢包括在共同的破坏性加氢单元中将所述中沸点馏分和所述部分调节的馏分破坏性加氢。

21.根据权利要求14-20中任一项所述的方法，其中将所述中沸点馏分破坏性加氢和将所述部分调节的馏分破坏性加氢包括：

在第一破坏性加氢单元中将所述中沸点馏分破坏性加氢；

在第二破坏性加氢单元中将所述部分调节的馏分破坏性加氢；以及

将来自所述第一破坏性加氢单元和所述第二破坏性加氢单元的流出物合并。

22.根据权利要求21所述的方法，进一步包括在更换所述第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，在所述第一破坏性加氢单元中将所述部分调节的馏分破坏性加氢。

23.根据权利要求14所述的方法，其中基于相比于总原料进给速率所生产的烯烃的总量，所述原料的总化学品生产率为约60重量％至85重量％。

24.根据权利要求14所述的方法，其中所述渣油加氢裂化反应器包括淤浆床反应器或沸腾床反应器。

25.根据权利要求14所述的方法，其中分离所述全原油包括：

将所述全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将所述经预热的烃原料分离成所述低沸点馏分和中间馏分；

将所述中间馏分回给至所述加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在所述热氢气汽提塔中将所述经加热的中间馏分分离成所述中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与所述中间馏分进行间接热交换来冷却所述热氢气汽提塔塔底馏分，以产生所述高沸点残余馏分。

26.一种用于转化全原油和其他重烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，所述方法包括：

在第一集成分离装置中将烃原料至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；

在包括渣油加氢裂化系统的第一调节单元中加氢裂化所述高沸点残余馏分和热解油，以产生加氢裂化流出物；

在第二集成分离装置中分离所述加氢裂化流出物以产生渣油馏分和部分调节的馏分；

将所述渣油馏分加氢脱硫以产生超低硫柴油馏分；

在第三调节单元中将所述中沸点馏分破坏性加氢以产生第三调节单元流出物；

在第三集成分离装置中将所述第三调节单元流出物分离成低沸点调节馏分、中沸点调节馏分和高沸点馏分；

在第四调节单元中将所述部分调节的馏分、所述中沸点调节馏分和柴油馏分破坏性加氢以产生第四调节单元流出物；

在第四集成分离装置中将所述第四调节单元分离成轻调节馏分和所述柴油馏分；

将所述高沸点馏分、所述轻调节馏分、所述低沸点馏分和所述低沸点调节馏分进给至蒸汽裂化器以将其中的烃类转化为一种或多种轻烯烃和所述热解油。

27.根据权利要求26所述的方法，其中所述低沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的95％沸点温度；

至少14重量％的氢含量；

小于5的BMCI；

大于40°的API比重；

小于1000ppm的硫含量；

小于10ppm的氮含量；

小于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于1重量％的MCRT；和

小于1ppm的总金属。

28.根据权利要求26或权利要求27所述的方法，其中所述中沸点馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约130℃至约200℃的范围内的5％沸点温度；

在约400℃至约600℃的范围内的95％沸点温度；

在约12重量％至约14重量％的范围内的氢含量；

在约5至小于50的范围内的BMCI；

在约10°至约40°的范围内的API比重；

在约1000ppm至约10000ppm的范围内的硫含量；

在约1ppm至约100ppm的范围内的氮含量；

大于1cSt的在40℃下测量的粘度；

小于5重量％的MCRT；和

小于50ppm的总金属。

29.根据权利要求26-28中任一项所述的方法，其中所述高沸点残余馏分具有以下性能中的两种或更多种：

在约400℃至约600℃的范围内的5％沸点温度；

小于12重量％的氢含量；

大于50的BMCI；

小于10°的API比重；

大于10000ppm的硫含量；

大于100ppm的氮含量；

大于100cSt的在100℃下测量的粘度；

大于5重量％的MCRT；和

大于50ppm的总金属。

30.根据权利要求26所述的方法，其中分离所述全原油包括：

将所述全原油进给至加热器，以产生经预热的烃原料；

在分离器中将所述经预热的烃原料分离成所述低沸点馏分和中间馏分；

将所述中间馏分回给至所述加热器，以产生经加热的中间馏分；

将氢气流进给至热氢气汽提塔；

在所述热氢气汽提塔中将所述经加热的中间馏分分离成所述中沸点馏分和热氢气汽提塔塔底馏分；以及

通过与所述中间馏分进行间接热交换来冷却所述热氢气汽提塔塔底馏分，以产生所述高沸点残余馏分。

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