CN114728866A - 用于烯烃和芳烃生产的配置 - Google Patents
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- B01J2219/0004—Processes in series
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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，原油被逐步至少分离成轻馏分和重馏分。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
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。
USP 10,017,702公开了一种用于热裂化全原油的方法。全原油可以部分地分成多种馏分并且可以通过单独的辐射盘管将单独的馏分进给至蒸汽裂化器。
US PG PUB 2019-0023999 A1公开了将原油分离成轻切取馏分和重切取馏分。然后将轻切取馏分进给至蒸汽裂化器，并将全部的重切取馏分进行加氢处理和/或加氢裂化。
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宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；混合第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物以形成混合物并将混合物加氢裂化以形成产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；并将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；加氢裂化器，用于将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；第一调节反应器，用于将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；第二调节反应器，用于将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；混合器，用于混合第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物以形成混合物，以及加氢裂化器，用于将混合物加氢裂化以形成产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；一条或多条流动管线，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
其他方面和优点从下列的说明和所附的权利要求中变得明显。
附图说明
图1是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图2是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图3是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图4是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图5是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图6是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
图7是根据本文中的实施方案的用于转化全原油和重烃类的系统的简化工艺流程图。
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。
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(乙烯、丙烯和/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热裂化经预调节的原油或凝析油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作为蒸汽裂化器原料的有用原料。
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。
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、凝析油和烃类。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可能较高时，诸如在一些实施方案中超过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。
根据本文中的实施方案的方法和系统可包括进料制备段、原油调节段、芳族联合装置和蒸汽裂化器。进料制备段可包括例如脱盐器。
然后对脱盐原油进行调节和加工，使得可裂化的进料被送至蒸汽裂化器和/或芳烃联合装置。调节段可以允许操作员在保持炉子的合理除焦频率的同时，最大化石油化学产品的收率。原油调节单元的另一个目标是确保沥青质完全或基本完全(95％+)转化为低沸点组分，从而提高石油化学产品的收率，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该行业迄今为止的挑战。根据本文中的实施方案的方法和系统可以克服这些挑战。
根据本文中描述的实施方案的用于转化全原油和重烃的系统和方法的配置可以有效地处理渣油转化，同时最大化石油化学产品转化并保持蒸汽裂化器中较低的焦炭倾向。这是通过将渣油加氢裂化反应器整合到原油调节工艺中实现的，使得高沸点化合物能够转化为较轻的组分。在各种实施方案中，根据本文中的实施方案的渣油加氢裂化单元可包括固定床渣油加氢裂化单元、沸腾床渣油加氢裂化反应器，以及淤浆床渣油加氢裂化反应器。
来自原油调节单元(诸如来自固定床原油调节单元和加氢裂化器)的改质原油流是用于蒸汽裂化器以及芳烃联合装置的合适原料。这可能导致低价值燃料油的总工艺收率下降，而高价值烯烃和芳烃(诸如苯、甲苯和二甲苯(BTX))的收率增加。
各种馏分(诸如低沸点烃馏分(例如160℃-馏分)、中沸点馏分(例如160℃至490℃馏分)和高沸点馏分(例如490℃+馏分))的分离可以提高本文中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(例如诸如90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、300℃、350℃或400℃)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。
重切取馏分中的烃类也可以使用一个或多个固定床反应器、淤浆反应器或沸腾床反应器进行调节。例如，重切取馏分(诸如490℃+烃类)的调节可以在渣油加氢裂化器中进行，并且通过蒸汽裂化可以提高低价值流向高价值石油化学产品的转化率。例如，渣油加氢裂化可以在固定床渣油加氢裂化器、沸腾床反应器(诸如LC-FINING或LC-MAX反应器系统)以及淤浆反应器(诸如LC-SLURRY反应器)中进行，每种反应器都可从Chevron LummusGlobal购买。然而，应认识到，破坏性加氢和/或加氢裂化催化剂的寿命可能会受到较重组分的负面影响，诸如当进料包括沸点高于例如565℃的组分时。类似于中切取馏分，也考虑将重切取馏分分成一个或多个子切取馏分。
原油调节段(包括中切取馏分和重切取馏分调节)旨在实现四(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。
例如，当调节中馏分和重馏分时，本文中的实施方案可以将较重烃类转化形成比柴油轻的烃类为目标。因此，可以选择破坏性加氢催化剂和操作条件以将烃类或相应馏分中的烃类转化为主要为(>50重量％)石脑油范围的烃类，诸如大于60重量％的石脑油范围的烃类，或诸如大于70重量％的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石油化学产品的生产率。
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。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蒸汽裂化器中的焦化。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(分馏点、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(诸如中切取馏分和重的中切取馏分)的反应器中临时加工重(诸如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。
认识到固定床调节可能对一些原料的轻馏分有害，可能需要进行初始分离，使得较重的组分被调节用于蒸汽裂化器进料，而已经适用于蒸汽裂化器进料的较轻组分不被进一步调节。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可以是如上所述的集成分离装置(ISD)，并且包括例如分离和热集成。在分离系统3中，脱盐原油1可以分离成三种馏分，包括(a)轻切取馏分，诸如160℃-馏分5，其不需要任何调节并可用作蒸汽裂化器段7的进料；(b)中切取馏分，诸如160℃至490℃馏分9，其可在调节段11中改质以生产更轻的烃，诸如适合在蒸汽裂化段7中加工的高链烷烃流13；和(c)重切取馏分，诸如490℃+馏分15，其含有原油中最难处理的材料，并且可以在渣油加氢裂化器17中改质。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用于调节和/或蒸汽裂化。渣油加氢裂化器可以生产超低硫燃料油19和适合进给至调节系统用于进一步调节和产生适合在蒸汽裂化器段7转化为石油化学产品的附加烃类的流21。蒸汽裂化器段中进料的加工可产生一种或多种石油化学产品流23，诸如乙烯、丙烯和丁烯等，以及较高沸点的热解油馏分25。
在一些实施方案中，中切取馏分(诸如160℃至490℃流)可在固定床破坏性加氢反应器27中初始加工。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，该渣油加氢裂化反应器系统17可以包括一个或多个反应器，其将一些烃类转化为较轻的烃类，诸如490℃-烃类。可以在固定床破坏性加氢反应器中加工附加的较轻的烃类，该反应器可以为用于调节中切取馏分的同一反应器，或者，如图所示，可以为单独的固定床破坏性加氢反应器29，其可以包含专门用于有效调节从渣油加氢裂化获得的一次转化的烃类的催化剂。然后，分别来自固定床破坏性加氢反应器27、29的经加氢处理的中切取馏分(例如160℃至490℃流9)和经加氢处理的较轻材料(例如490℃-渣油加氢裂化器流出物)的反应产物31、33可以在固定床加氢裂化反应器35中合并并共同加工，以产生适合在蒸汽裂化器段17中加工以转化成轻烯烃和其他有价值的石油化学产品的原料13。例如，渣油加氢裂化反应器流出物的未转化部分可以在例如固定床加氢脱硫单元(未示出)中加工以产生超低硫燃料油(ULSFO)。
在一些实施方案中，调节反应器27和29可包括破坏性加氢催化剂(第一阶段调节)，而调节反应器35包括加氢裂化催化剂(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旨在降低多核芳烃化合物含量的催化剂，从而调节进料以在蒸汽裂化器中更容易地加工。
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，脱盐全原油的加工与上述针对图1所述的加工类似。在本实施方案中，将重切取馏分，诸如490℃+流15和热解油流25合并并在渣油加氢裂化反应器中加工，以将流中的一些烃类转化为490℃-烃类，其在固定床破坏性加氢反应器29中进一步加工。
如上所述，破坏性加氢反应器27、29可用于调节中切取馏分(诸如160℃至490℃流9)和来自渣油加氢裂化系统17的流出物(诸如490℃-)流21。在一些实施方案中，这些流可以在相同的破坏性加氢反应器中加工。然而，已发现，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原油或阿拉伯超轻原油的分子含有更多的芳环。因此，为了使分子充分饱和，可能需要更苛刻的条件，这对破坏性加氢处理催化剂的寿命和/或资本投资有不利影响。如果流21中先前转化的材料与流9中的直馏中切取馏分材料共同加工，则单个破坏性加氢系列装置的周转时间可能减低至低于蒸汽裂化段的周转时间，和/或当破坏性加氢催化剂体系经历再生和/或更换时，需要备用的破坏性加氢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、再造原油和源自沥青的油。
为了缓解催化剂寿命/周转时间的问题，固定床破坏性加氢步骤可以分成单独的系列装置，如图1和图2所示。可以提供一个系列装置用于加工原油的直馏中切取馏分(例如160℃至490℃)，并且可以提供第二系列装置用于加工来自一个或多个渣油加氢裂化反应器的(例如490℃-)流出物。一般来说，第一破坏性加氢步骤中的反应器27的周转时间可以长于蒸汽裂解炉的周转时间，并且可以不需要备用反应器来维持正常运行时间。第二系列装置中的反应器29可能具有更频繁的周转以更换催化剂，但在催化剂更换期间，它可以使其进料诸如通过流动管线37重新定向至第一系列装置，因此其也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，对反应器系列装置27的影响是最小的，因此反应器系列装置27可以被设计成使其周转与蒸汽裂解炉的周转同步。
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℃提高至545℃。对于渣油加氢裂化系统中的加工可能也是如此，其中较高沸点的烃类可能够进给至破坏性加氢反应器以转化为适合蒸汽裂化的原料。然而，对于在渣油加氢裂化系统中加工高沸点馏分(例如490℃+或545℃+馏分)，已经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。
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。
宽沸程重烃进料(诸如脱盐原油10)可进给至分离系统12。分离系统12例如可以是如上所述的集成分离装置(ISD)。在分离系统12中，脱盐原油10可以分离成三种馏分，包括(a)轻切取馏分，诸如160℃-馏分14，其不需要任何调节并可用作蒸汽裂化器16和芳烃联合单元18的进料；(b)中切取馏分，诸如160℃至490℃馏分20，其可在固定床调节段22中改质以产生两种类型的较轻流，包括高链烷烃流24和富含芳烃的流26，高链烷烃流24适合用于蒸汽裂化系统16，其可以产生轻烯烃流46，富含芳烃的流26适合用于生产芳烃，其可以产生芳烃流36，芳烃流36可以包括苯和对二甲苯；和(c)重切取馏分，诸如490℃+馏分28，其含有原油中最难处理的材料，其可以在沸腾床渣油加氢裂化器30中改质。也可以使用其他分馏点以将其中的所需馏分和烃类发送至所需单元用于调节和/或裂化。例如，沸腾床渣油加氢裂化器可生产超低硫燃料油32和流34，流34适合进给至固定床调节系统以生产上述两种流(蒸汽裂化器进料24和芳烃联合装置进料26)。如上所述，流20和流34可以在单独的调节系列装置中加工，以有利地提供类似的催化剂和蒸汽裂化器的生命周期。
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，其可通过流动管线40进料并在固定床原油调节段22中与中切取馏分(诸如160℃至490℃馏分20)一起加工；(ii)油浆，诸如从FCC单元生产的油浆，其可通过流动管线42进料并在沸腾床反应器30中与流28中的重切取馏分(诸如490℃+)烃类一起加工；(iii)沥青，诸如从溶剂脱沥青单元生产的沥青，其可以通过相同或不同的流动管线42进料并在沸腾床反应器30中与流28中的重切取馏分(诸如490℃+)烃类一起加工；和/或(iv)热解燃料油(Pyoil)，诸如从蒸汽裂化器生产的热解燃料油，包括来自蒸汽裂化器16的热解燃料油流44，该流可在沸腾床反应器30中与流28和/或42中的重切取馏分(例如490℃+)烃类一起加工。在本文公开的系统中，也可以对具有相似沸程的其他各种烃流共同加工以生产石油化学产品，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的烃流。
在固定床调节反应器系列装置22中对来自流20的中切取馏分、来自渣油加氢裂化系统30的流出物流和/或来自流40的LCO进行固定床调节之后，反应器流出物48可进给至分离系统50(诸如ISD)以回收适合在蒸汽裂化器16和芳烃联合装置18中加工的低沸点馏分52以及高沸点馏分54。高沸点馏分54可进给至渣油加氢裂化系统30以继续加工并转化为较轻的烃，诸如490℃-化合物。在一些实施方案中，分离器50可提供具有在约160℃至约220℃的范围内的分馏点的轻馏分52，并提供具有对应较低分馏点的重馏分54，诸如160℃+或220℃+烃类。
类似地，在渣油加氢裂化单元30中加工重切取馏分(诸如490℃+馏分28)之后，可将渣油加氢裂化器反应器流出物60进给至分离系统62(诸如ISD)以回收含有适合在固定床调节系统22中加工的转化产物的低沸点馏分34，以及高沸点馏分64。高沸点馏分64可进给至集成加氢处理器或加氢脱硫反应器66以产生ULSFO 32。在一些实施方案中，分离器62可提供具有在约490℃至约520℃的范围内的分馏点的轻馏分34，并提供具有对应分馏点的重馏分64，诸如490℃+烃类。
低沸程馏分14、52可进给至分离器58以将组分分离成例如轻石脑油馏分24和重石脑油馏分26。然后，例如，轻石脑油范围的组分可以在蒸汽裂化器系统16中加工以生产石油化学产品，而重石脑油范围的组分可在芳烃联合装置18中加工以生产苯、甲苯和二甲苯。
在一些实施方案中，重石脑油26馏分可在芳烃联合装置18的上游进行处理，诸如硫化氢处理器(未示出)以进一步制备用于在芳烃联合装置中转化的进料。同样地，热解油流44在渣油加氢裂化反应器中加工之前可以经历热解油稳定步骤(对应的流程框图未示出)。
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石油化学产品，形成轻烃类(如乙烯、丙烯)和轻芳烃类，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，将原油直接转化为石油化学产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))改质为更高价值的石油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，但生产石油化学产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。
在各个实施方案中，可包括芳烃联合装置，如上所述。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，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石油化学产品。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。
本文中的实施方案提供原油进料制备、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石油化学产品的收率。原油调节段采用固定床加氢处理和液体循环，以及沸腾床或淤浆床渣油加氢裂化的组合以将原油调节成合适的蒸汽裂化器进料，并改质低价值炼油厂流。本文中的实施方案例如可以实现全原油原料的60％至90％的范围内的石油化学产品的收率。
如上所述，脱盐之后，原油可分离成三种切取馏分，包括：轻切取馏分(诸如160℃-流)，然后可将其进一步分离成90℃-和90℃至160℃切取馏分以分别进给至蒸汽裂化加热器和芳烃联合装置；中切取馏分(诸如160℃至490℃流)；和重切取馏分(诸如490℃+流)。轻切取馏分(诸如160℃-流)不需要改质，因此可以直接作为蒸汽裂化器和芳烃联合装置原料发送。中切取馏分(例如160℃至490℃流)在固定床破坏性加氢/调节反应系统中很容易处理，在该系统中进料经过加氢处理并转化为石脑油，成为理想的蒸汽裂化器原料24和芳烃联合装置原料26。
重切取馏分(例如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，这会导致催化剂快速结垢并增加压降。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长时间不间断地运行。同样地，在一些实施方案中，重切取馏分(例如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。可从ChevronLummus Global获得的LC-SLURRY反应器技术也可用于处理甚至更重的流，诸如沥青。
原油调节段可包含四个反应阶段，包括沸腾床反应器(诸如LC-FINING反应器)、第一和第二阶段加氢裂化反应器和重油破坏性加氢反应器。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，消除进口全馏程石脑油(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。
现在参考图4，图示了根据本文中的实施方案的用于生产烯烃和芳烃的方法的简化流程图，其中相同的数字代表相同的部件。作为示例性的进料，阿拉伯轻质原油100可以被加工以除了生产用于芳烃联合装置122的进料112之外，还生产足够的轻石脑油(110)以在混合进料蒸汽裂化器(MFC)120中生产增量乙烯作为流118的一部分。混合进料蒸汽裂化器的其他进料可包括例如残油液-2流123、丙烷124、反应性有机气体(ROG)125，并且混合进料蒸汽裂化器可生产热解油102、热解瓦斯油127、混合C4 128、丙烯129和乙烯118，以及其他产品。图4提供了总体方法示意图，突出显示了根据本文实施方案的一种可能配置的主要设备和流路径。虽然以阿拉伯轻质原油为例，但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、再造原油和源自沥青的油。
例如，进料调节段101的原料流可包括阿拉伯轻质原油100、热解油102(PyOil)(诸如可在混合进料裂化器120中生产的热解油)、油浆104和轻循环油106(LCO)。本文中的实施方案，诸如图4所示，可以从调节段生产以下产品：蒸汽裂化器原料(诸如90℃-烃类)110；芳烃联合装置原料(诸如90℃至160℃烃类)112；和超低硫燃料油(ULSFO)114。调节还可能导致各种副产品的产生，诸如燃料气、酸性水、富胺液和脱盐盐水，并且可能需要诸如氢气、汽提酸性水、贫胺液、蒸汽、电力、冷却水、燃料气、氮气、BFW和进料制备段等公用设施，其可能包括脱盐(均未示出)。
类似于本文中的其他实施方案，脱盐原油100可以最初进给至分离器，诸如ISD12。在分离系统12中，脱盐原油100可分离成三种馏分，包括(a)轻切取馏分，诸如160℃-馏分14，(b)中切取馏分，诸如160℃至490℃馏分20，其可以在固定床调节段22中改质，固定床调节段22可以包括固定床加氢处理和/或加氢裂化反应器，和(c)重切取馏分，诸如490℃+馏分28，其含有原油中最难处理的材料，并且可以在沸腾床渣油加氢裂化器30中改质。
在渣油加氢裂化器30中产生的经调节的化合物，诸如490℃-化合物，可通过流34进料以在调节段22中进一步调节。如果需要，可将其他全沸程石脑油原料进给至芳烃装置，诸如通过流动管线105。
现在参考图5，脱盐原油100可以在第一集成分离装置(ISD)158中分离，以回收160℃-馏分113。例如，集成分离装置158可以在200℃和8barg下操作，以提高蒸气液体分离效率。ISD塔顶蒸气产物113(诸如原油的160℃-切取馏分)输送至产物分流器160。在产物分流器160中，160℃-烃类连同加氢处理产物316或其一部分可分离成轻质(诸如30℃-或35℃-)流120、轻石脑油流(例如30℃至90℃流)120和重石脑油(例如90℃至160℃)流122。然后，轻质流110和轻石脑油流120可用作蒸汽裂化器111的原料，以制造增量的乙烯或其他产品石油化学产品113。重石脑油122可用作芳烃联合装置112的原料122A。在一些实施方案中，重石脑油122的至少一部分112B可以与轻石脑油120合并并进给至蒸汽裂化器以生产附加的石油化学产品113和/或热解油191。在其他实施方案中，当芳烃联合装置需要脱机维修时，或者当流113和/或316中没有足够的苯、甲苯和/或二甲苯(BTX)时，可以将所有重石脑油122都进给至蒸汽裂化器111。例如，重石脑油进料路线也可以基于需求。
来自ISD 158的其余的160℃+原油馏分114可进给至第二分离系统，诸如热氢气汽提塔166，在第二分离系统中，160℃+原油馏分进一步分离成中切取馏分(诸如160℃至490℃馏分168)和重切取馏分(诸如490℃+馏分170)。
重切取馏分170(诸如490℃+切取馏分)含有原油中必须操控的最难加工的化合物，包括沥青质、金属和CCR。高沸点残余馏分中过量的金属、CCR和沥青质可能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，从而限制转化率和催化剂运行周期两者。采用上流式膨胀床反应器可以克服压降问题并允许该方法在高渣油转化率下长时间不间断运行。同样地，在一些实施方案中，重切取馏分、490℃+流170可以在液体循环、沸腾床反应器系统200中加工。
重切取馏分170可以在沸腾床反应器系统200中与一种或多种附加的进料一起处理，诸如油浆192和/或热解油191。在一些实施方案中，沸腾床反应器系统200可以包括第一沸腾床反应器和第二沸腾床反应器。在并非将所有的热解油191再循环到沸腾床反应器系统200的实施方案中，热解油可通过流193从系统中移出。
沸腾床反应器系统流出物202可以在高压高温(HP/HT)分离器204中闪蒸。来自HP/HT分离器204的蒸气206可以与来自第二ISD 166的切取馏分168、来自重油加氢处理(HOHDT)HP/HT分离器210的蒸汽208中的一种或多种合并，并进给至第一阶段固定床调节段176。来自HP/HT分离器204的液体214可以在重油破坏性加氢反应器222中加工。重油破坏性加氢反应器流出物223可在HOHDT分离器210中分离。HOHDT液体流出物115可与产物分离器塔底馏出物300(300A)的一部分合并用以生产ULSFO产品301。
第一阶段反应系统176的主要目标是加氢处理共混进料以降低进料硫和氮水平，部分转化为产品，并制备进料以在第二阶段反应器178中进一步加工。第一阶段反应系统176的液体进料可以是直馏的(SR)中切取的160℃至490℃原油馏分166、沸腾床反应器馏出产物206、来自HOHDT分离器210的蒸气208和LCO 106的共混物。
为了满足脱除进料硫和氮并部分转化为合适的蒸汽裂化器原料的加工目标，第一阶段反应器176可以装载由脱金属、破坏性加氢和加氢裂化催化剂组成的催化剂体系。为了控制由于放热反应引起的温升，可以将催化剂分开到反应器内的多个床或分离的反应器容器中。可以在床或反应器之间引入冷的再循环气体(未示出)以骤冷反应流体并控制温升量和反应速率。
第一阶段反应器流出物250可由未转化的油、馏出物、石脑油、轻馏分和在第一阶段反应器176中未消耗的过量氢气组成。第一阶段反应器流出物流250可进给至高压低温(HP/LT)分离器266。任何含有NH3和/或H2S的回收酸性水274都可以从系统中移出。来自HP/LT分离器266的富含氢气的蒸气276可送至气体压缩和分配系统277。气体压缩和分配系统可以清洁和加压氢气，并且将氢气再循环至公共氢气集管400。虽然未示出，但是公共氢气集管400中的氢气可进给至沸腾床调节系统200、第一阶段反应系统176、第二阶段反应系统178、重油破坏性加氢反应器222中的一个或多个。
离开HP/LT分离器266的烃液体290可以被泵送至第二阶段反应段178用于进一步调节，以最大化石脑油产量为目标。第二阶段反应系统178的目标是将来自第一阶段反应段的未转化的油(UCO)裂化成较轻的产品。同样地，第二阶段反应器可装载高活性加氢裂化催化剂。产物分离器塔底馏出物300(300B)的一部分也可进给至第二阶段反应系统178以用于附加的调节。
第二阶段反应器流出物180可进给至高压低温(HP/LT)分离器314。HP/LT液体产物316可进给至产物分流器160，并且在气体压缩和分配系统277中蒸气产物320与富含氢气的蒸气276混合。回收的氢气和新鲜氢气，如果需要，可以根据需要从气体压缩和分配系统277输送至各个调节反应器。
来自集成分离装置158的160℃-产物113可以与HP/LT液体产物316一起进给至产物分流器160。产物分流器160可以将反应器流出物产物分离成轻馏分110、轻石脑油馏分120和重石脑油122。轻石脑油产物110作为原料输送至蒸汽裂化器111。
重石脑油产物122可作为产物分流器160的侧馏分。重石脑油产物122的一部分112A可泵送至芳烃联合装置112，而重石脑油产物122的一部分112B可与轻石脑油馏分120合并，并进给至蒸汽裂化器111。
如关于图1和图2所描述的，分离系统3可以如图6所示。分离系统3可以如上所述并包括分离和热集成。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。然后，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。热交换器512可以用热氢气汽提塔塔底馏出物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，在那里被加热以促进160至490℃馏分与较重的490℃+馏分的分离。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馏出物520，热氢气汽提塔塔底馏出物520含有较重的490℃+烃类。热氢气汽提塔塔底馏出物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15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和2所描述的。回收的氢气在胺处理(未示出)后可以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和2)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)含有原油中必须操控的最难处理的化合物，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两者。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和图2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可进给至在苛刻条件下操作的沸腾床反应器。
如针对图3和图4所述，分离系统12可以是如图7所示的分离系统。分离系统312可以如上所述并且包括分离和热集成。脱盐之后，原油100可以在加热器500的对流段中进一步预热以产生经预热的原油502。然后，可以将经预热的原油502进给至分离器504，分离器504可以促进160℃-馏分5在集成分离系统3中的分离。
剩余的160℃+原油馏分506可进给至泵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。热交换器512可以通过热氢气汽提塔塔底馏出物520预热160℃+原油馏分510，以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，在那里被加热以促进160℃至490℃馏分与较重的490℃+馏分的分离。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20和热氢气汽提塔塔底馏出物520，热氢气汽提塔塔底馏出物520含有较重的490℃+烃类。热氢气汽提塔塔底馏出物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28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20)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3和4所描述的。回收的氢气在胺处理(未示出)后可以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3和4)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)含有原油中必须操控的最难处理的化合物，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两者。在被经加压的160℃+原油馏分510冷却之后，490℃+流28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3和图4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20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12(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28中，重切取馏分28可进给至沸腾床反应器。
关于上述图1-7，轻切取馏分、中切取馏分和重切取馏分以160℃-、160℃至490℃和490℃+的有限实施例给出。可以调整分馏点，使得轻切取馏分可以直接进给至蒸汽裂化器，而几乎没有中间加工，并且中切取馏分和重切取馏分可以在它们相应的反应器系列装置内有效地加工。
在本文实施方案中使用的包括乙烯联合装置的蒸汽裂化器可以包括各种单元操作。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。乙烯联合装置还可以包括烯烃回收单元、丁二烯萃取单元、MTBE单元、C4选择性加氢单元、热解汽油加氢处理单元、芳烃萃取单元、复分解单元和/或歧化单元以及用于生产和回收烯烃和其他轻烃的其他单元。例如，来自乙烯联合装置的产品可包括乙烯、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，对每种相应的馏分在优选的温度、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，可以引入到设置在蒸汽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，可以将经加热的烃原料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蒸汽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蒸汽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蒸汽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物。
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。这将允许最佳地调节和蒸汽裂化每种切取馏分，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。可以将一个或多个盘管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 MinesCorrelation Index)、氢含量、氮含量、硫含量、粘度、微量法残碳值(MCRT，microcarbonresidue)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所需的初始性能，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1,0000ppm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35cSt、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。
本文中的方法提供了保持各种原料到石油化学产品的高转化率所需的灵活性。知道烃组分的类型、硫含量、氮含量等在各种进料类型之间可能有很大的不同(阿拉伯超轻原油与西德克萨斯中质原油有很大不同)并且来自各种资源的进料可以在任何给定的日、周、月或年在给定的工厂进行加工的本领域技术人员将认识到本文中的方法的好处，以由许多不同的原料灵活地生产石油化学产品。
如上所述，本文中的实施方案可用于将原油(包括全原油的较重馏分)转化为高价值石油化学产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低硫、符合IMO 2020的燃料油，从而进一步增加产品的价值。
本文中的实施方案可以将宽沸程烃原料最初分离成轻切取馏分、中切取馏分和重切取馏分。将原料分成各种切取馏分可以允许有利的加工条件、反应器定尺寸以及在流程图中无法获得的其他因素，这些因素教导本领域技术人员加氢处理或以其他方式调节全部全原油或甚至其重质部分(诸如单一的200°+切取馏分)。从分开的中切取馏分和重切取馏分在更适合这些相应馏分中的烃类的反应条件下制备蒸汽裂化器进料的能力有利地提供了如本文所述增强的石油化学产品的生产，并且提供了以下优点中的一个或多个：延长用于调节中切取馏分的催化剂的寿命；经济的用于各个相应切取馏分的反应器定尺寸；中切取馏分调节和蒸汽裂化器的运行时间相匹配；在优选条件下调节相应馏分的能力；为相应馏分的优选调节定制催化剂的能力；以及本领域技术人员基于本文公开的内容可以容易地预见的其他优点。
如上所述，本文中的实施方案可以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宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并且将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化成石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
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；
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4：根据实施方案1-3中任一项的方法，其中高沸点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，其中将高沸点残余馏分加氢裂化包括使高沸点残余馏分和热解油与压出物或淤浆催化剂在足以将高沸点残余馏分烃类的至少一部分转化为较轻的烃类的条件下接触。
实施方案8：根据实施方案1-7中任一项的方法，其中将高沸点残余馏分加氢裂化包括转化超过70％的沸点大于565℃的烃类。
实施方案9：根据实施方案1-8中任一项的方法，其中将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化包括在共同的破坏性加氢单元中将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢，以及在加氢裂化单元中将来自共同的破坏性加氢单元的流出物加氢裂化。
实施方案10：根据实施方案1-9中任一项的方法，其中将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化包括：
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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢；和
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，并在加氢裂化单元中将合并的流出物加氢裂化。
实施方案11：根据实施方案10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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢。
实施方案12：根据实施方案1-11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13：根据实施方案1-12中任一项的方法，其中基于相比于总原料进给速率所产生的烯烃和芳烃的总量，石油化学产品总产量为至少65重量％，总原料进给速率包括全原油和任何附加的进料。
实施方案14：根据实施方案1-13中任一项的方法，其中将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个包括：
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分分离到分离器，以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器；以及
将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置。
实施方案15：根据实施方案1-14中任一项的方法，包括将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分直接进给至蒸汽裂化器。
实施方案16：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
将第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物混合以形成混合物并将混合物加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化成石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案17：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
将第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物混合以形成混合物并将混合物加氢裂化以形成生成经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化成石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案18：根据实施方案17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19：根据实施方案17或实施方案18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20：根据实施方案17-19中任一项的方法，其中高沸点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21：根据实施方案17-20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22：根据实施方案17-21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23：根据实施方案17-22中任一项的方法，其中将高沸点残余馏分加氢裂化包括使高沸点残余馏分和热解油与压出物或淤浆催化剂在足以将高沸点残余馏分烃类的至少一部分转化为较轻的烃类的条件下接触。
实施方案24：根据实施方案17-23中任一项的方法，其中将高沸点残余馏分加氢裂化包括转化超过70％的沸点大于565℃的烃类。
实施方案25：根据实施方案17-24中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将渣油加氢裂化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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢。
实施方案26：根据实施方案17-25中任一项的方法，其中将中沸点馏分破坏性加氢和将渣油加氢裂化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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢；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27：根据实施方案26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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢。
实施方案28：根据实施方案17-27中任一项的方法，进一步包括将燃料油馏分加氢脱硫以生产超低硫燃料油。
实施方案29：根据实施方案17-28中任一项的方法，其中基于相比于总原料进给速率所产生的烯烃和芳烃的总量，石油化学产品总产量为至少65重量％，总原料进给速率包括全原油和任何附加的进料。
实施方案30：根据实施方案17-29中任一项的方法，其中将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个包括：
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分分离到分离器，以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器；以及
将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置。
实施方案31：根据实施方案17-30中任一项的方法，包括将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分直接进给至蒸汽裂化器。
实施方案32：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
将全原油至少分离成第一馏分、第二馏分和第三馏分，其中：
第一馏分具有小于20的BMCI和大于13重量％的氢含量；
第三部分具有大于30的BMCI和小于13重量％的氢含量；
并且第二馏分具有介于第一馏分和第三馏分相应值之间的BMCI和氢含量；
将第三馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将第二馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将经加氢处理和加氢裂化的流出物和第一馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化成石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案33：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
将全原油至少分离成高沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将高沸点残余馏分和重馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将经加氢处理和加氢裂化的流出物分离以生产轻馏分和重馏分；
将轻馏分和低沸点馏分进给至分离器以回收轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器以将轻石脑油馏分转化为包括乙烯、丙烯和丁烯的石油化学产品；以及
将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置以将其中的烃类转化为包括苯、甲苯和二甲苯的石油化学产品。
实施方案34：根据实施方案33的方法，进一步包括在将高沸点残余馏分加氢裂化之前将油浆与高沸点残余馏分混合。
实施方案35：根据实施方案33或34的方法，进一步包括在将中沸点馏分破坏性加氢和加氢裂化之前将轻循环油与中沸点馏分混合。
实施方案36：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，该方法包括：
在第一分离装置中将全原油分离成低沸点馏分和剩余馏分；
在第二分离装置中将剩余馏分分离成中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物；
将加氢裂化流出物分离以产生第一转化馏分和第一重馏分；
将第一重馏分加氢裂化以形成第二加氢裂化流出物；
将第二加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将中沸点馏分、第一转化馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生加氢处理流出物；
将加氢处理流出物分离以产生包括氢气和硫化氢的轻质馏分、酸性水流和加氢处理馏分；
将加氢处理馏分和热解油馏分加氢裂化以产生第二加氢裂化流出物；
将第二加氢裂化流出物分离以回收包括氢气的轻质馏分和加氢裂化馏分；
将轻馏分和加氢裂化馏分进给至分离器以回收轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器以将轻石脑油馏分转化为包括乙烯、丙烯和丁烯的石油化学产品；以及
将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置以将其中的烃类转化为包括苯、甲苯和二甲苯的石油化工产品。
实施方案37：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中低沸点馏分或第一馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约90℃至约300℃的范围内的95％沸点温度；
至少13重量％的氢含量；
小于20的BMCI；
大于10°的API比重；
小于1重量％的硫含量；
小于100ppm的氮含量；
小于10cSt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38，根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中低沸点馏分或第一馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约110℃至约250℃的范围内的95％沸点温度；
至少13.5重量％的氢含量；
小于10的BMCI；
大于20°的API比重；
小于5000ppm的硫含量；
小于10ppm的氮含量；
小于5cSt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39：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中低沸点馏分或第一馏分适当地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1ppm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40：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中中沸点馏分或第二馏分适当地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41：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中中沸点馏分或第二馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约110℃至约250℃的范围内的5％沸点温度；
在约350℃至约650℃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42：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中中沸点馏分或第二馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约90℃至约300℃的范围内的5％沸点温度；
在约300℃至约700℃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43：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中高沸点馏分或第三馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约300℃至约700℃的范围内的5％沸点温度；
小于13重量％的氢含量；
大于30的BMCI；
小于40°的API比重；
大于1000ppm的硫含量；
大于10ppm的氮含量；
大于10cSt的在100℃下测量的粘度；
大于0.5重量％的MCRT；和
大于1ppm的总金属。
实施方案44：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中高沸点馏分或第三馏分适当地具有以下性能中的两种或更多种：
在约350℃至约650℃的范围内的5％沸点温度；
小于12.5重量％的氢含量；
大于40的BMCI；
小于20°的API比重；
大于5000ppm的硫含量；
大于50ppm的氮含量；
大于50cSt的在100℃下测量的粘度；
大于1重量％的MCRT；和
大于10ppm的总金属。
实施方案45：根据实施方案1-36中任一项的实施方案，其中高沸点馏分或第三馏分适当地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46：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化反应区，用于将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，和分离系统，用于将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
反应区，用于将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
蒸汽裂化器和任选的芳烃联合装置，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案47：根据实施方案46的系统，其中用于将高沸点残余馏分加氢裂化的加氢裂化反应区包括淤浆反应器或沸腾床反应器。
实施方案48：根据实施方案46-47中任一项的系统，其中用于将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化的反应区包括用于将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢的共同的破坏性加氢单元，以及用于将来自共同的破坏性加氢单元的流出物加氢裂化的加氢裂化反应器。
实施方案49：根据实施方案46-48中任一项的系统，其中用于将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化的反应区包括：
用于将中沸点馏分破坏性加氢的第一破坏性加氢单元；
用于将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢的第二破坏性加氢单元；以及
用于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的混合器。
实施方案50：根据实施方案49的系统，进一步包括引流器，用于在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，将渣油加氢裂化馏分转移至第一破坏性加氢单元。
实施方案51：根据实施方案46-50中任一项的系统，进一步包括用于将燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油的反应器。
实施方案52：根据实施方案46-51中任一项的系统，进一步包括：
分离器，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物与低沸点馏分分离以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
用于将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器单元的流动管线；和
用于将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置的流动管线。
实施方案53：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该方法包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化器，用于将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，和分离器，用于将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
第一调节单元，用于将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
第二调节单元，用于将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
混合器，用于混合第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物以形成混合物，和加氢裂化器，用于将混合物加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
流动管线，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案54：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化器，用于将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
第一调节反应器，用于将中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
第二调节反应器，用于将渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
混合器，用于混合第一破坏性加氢流出物和第二破坏性加氢流出物以形成混合物，和加氢裂化器，用于将混合物加氢裂化以形成产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
一条或多条流动管线，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案55：根据实施方案54的系统，其中用于将高沸点残余馏分加氢裂化的加氢裂化器包括淤浆反应器或沸腾床反应器。
实施方案56：根据实施方案55的系统，进一步包括用于在更换第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，将渣油加氢裂化馏分转移至第一破坏性加氢单元的流动管线。
实施方案57：根据实施方案54-56中任一项的系统，进一步包括用于将燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油的反应器。
实施方案58：根据实施方案54-57中任一项的系统，包括：
分离器，用于分离经加氢处理和加氢裂化的流出物和低沸点馏分以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
用于将轻石脑油馏分进给至蒸汽裂化器单元的流动管线；和
用于将重石脑油馏分进给至芳烃联合装置的流动管线。
实施方案59：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成第一馏分、第二馏分和第三馏分，其中：
第一馏分具有小于20的BMCI和大于13重量％的氢含量；
第三馏分具有大于30的BMCI和小于13重量％的氢含量；
并且第二馏分具有介于第一馏分和第三馏分相应值之间的BMCI和氢含量；
加氢裂化器，用于将第三馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，和分离器，用于分离加氢裂化流出物以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
调节区，用于将第二馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
一条或多条流动管线，用于将经加氢处理和加氢裂化的流出物和第一馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
实施方案60：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化器，用于将高沸点残余馏分和重馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，和分离器，用于分离加氢裂化流出物以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
调节区，用于将中沸点馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢和加氢裂化以产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
分离器，用于分离经加氢处理和加氢裂化的流出物以产生轻馏分和重馏分；
分离器，用于分离轻馏分和低沸点馏分以回收轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
蒸汽裂化器，用于将轻石脑油馏分转化为包括乙烯、丙烯和丁烯的石油化学产品；和
芳烃联合装置，用于将重石脑油转化为包括苯、甲苯和二甲苯的石油化学产品。
实施方案61：根据实施方案60的系统，进一步包括在用于将高沸点残余馏分加氢裂化的加氢裂化器上游，用于混合油浆与高沸点残余馏分的混合器。
实施方案62：根据实施方案60或61的系统，进一步包括用于混合轻循环油与中沸点馏分的混合器。
实施方案63：一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，该系统包括：
分离系统，用于在第一分离装置中将全原油分离成低沸点馏分和剩余馏分；
分离系统，用于在第二分离装置中将剩余馏分分离成中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化器，用于将高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物；
分离器，用于分离加氢裂化流出物以产生第一转化馏分和第一重馏分；
加氢裂化器，用于将第一重馏分加氢裂化以形成第二加氢裂化流出物；
分离器，用于分离第二加氢裂化流出物以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
调节反应器，用于将中沸点馏分、第一转化馏分和渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生加氢处理流出物；
分离器，用于分离加氢处理流出物以产生包括氢气和硫化氢的轻质馏分、酸性水流和加氢处理馏分；
加氢裂化器，用于将加氢处理馏分和热解油馏分加氢裂化以产生第二加氢裂化流出物；
分离器，用于分离第二加氢裂化流出物以回收包括氢气的轻质馏分和加氢裂化馏分；
分离器，用于分离轻馏分和加氢裂化馏分以回收轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
蒸汽裂化器，用于将轻石脑油馏分转化为包括乙烯、丙烯和丁烯的石油化学产品；和
芳烃联合装置，用于将重石脑油馏分转化为包括苯、甲苯和二甲苯的石油化学产品。
实施方案64：根据实施方案46-63中任一项的系统，其中用于分离全原油的分离系统包括：
用于加热全原油以产生经加热的全原油的加热器；
分离器，用于分离经加热的全原油以回收第一馏分和剩余馏分；
用于加热剩余馏分以产生经加热的剩余馏分的加热器；
热氢气汽提塔，用于分离经加热的剩余馏分以产生包括氢气和第二馏分的塔顶馏出物以及包括第三馏分的塔底馏出物。
实施方案65：根据实施方案64的系统，进一步包括用于在剩余馏分和塔顶馏出物之间交换热量的热交换器。
虽然本公开包括有限数量的实施方案，但受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计不脱离本公开的范围的其他实施方案。
Claims (23)
1.一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的方法，所述方法包括：
将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
将所述高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并且将所述加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
将所述中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
将所述渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
将所述第一破坏性加氢流出物和所述第二破坏性加氢流出物混合以形成混合物并将所述混合物加氢裂化以形成产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
将所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化成石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
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：
所述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，其中将所述高沸点残余馏分加氢裂化包括使所述高沸点残余馏分和所述热解油与压出物或淤浆催化剂在足以将所述高沸点残余馏分烃类的至少一部分转化为较轻烃类的条件下接触。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中将所述高沸点残余馏分加氢裂化包括转化超过70％的沸点大于565℃的烃类。
9.根据权利要求1-8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渣油加氢裂化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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其中将所述中沸点馏分破坏性加氢和将所述渣油加氢裂化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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢；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。
11.根据权利要求10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渣油加氢裂化馏分破坏性加氢。
12.根据权利要求1-11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。
13.根据权利要求1-12中任一项所述的方法，其中基于相比于总原料进给速率所产生的烯烃和芳烃的总量，石油化学产品总生产率为至少65重量％，所述总原料包括所述全原油和任何附加的进料。
14.根据权利要求1-13中任一项所述的方法，其中将所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个包括：
将所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分分离至分离器，以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
将所述轻石脑油馏分进给至所述蒸汽裂化器单元；以及
将所述重石脑油馏分进给至所述芳烃联合装置。
15.根据权利要求1-14中任一项所述的方法，包括将所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分直接进给至所述蒸汽裂化器。
16.根据权利要求1所述的方法，其中所述全原油是凝析油，并且其中所述低沸点馏分具有在约500℃至约565℃的范围内的95％沸点温度。
17.一种用于转化全原油和其他宽沸点烃流以生产烯烃和/或芳烃的系统，所述系统包括：
分离系统，用于将全原油至少分离成低沸点馏分、中沸点馏分和高沸点残余馏分；
加氢裂化器，用于将所述高沸点残余馏分加氢裂化以形成加氢裂化流出物，并将所述加氢裂化流出物分离以产生渣油加氢裂化馏分和燃料油馏分；
第一调节反应器，用于将所述中沸点馏分破坏性加氢以形成第一破坏性加氢流出物；
第二调节反应器，用于将所述渣油加氢裂化馏分破坏性加氢以产生第二破坏性加氢流出物；
混合器，用于混合所述第一破坏性加氢流出物和所述第二破坏性加氢流出物以形成混合物，以及加氢裂化器，用于将所述混合物加氢裂化以形成产生经加氢处理和加氢裂化的流出物；
一条或多条流动管线，用于将所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分进给至蒸汽裂化器和芳烃联合装置中的至少一个，以将其中的烃类转化为石油化学产品和热解油和/或超低硫燃料油(ULSFO)。
18.根据权利要求17所述的系统，其中用于将所述高沸点残余馏分加氢裂化的所述加氢裂化器包括淤浆反应器或沸腾床反应器。
19.根据权利要求18所述的系统，进一步包括用于在更换所述第二破坏性加氢单元中的催化剂的时间段内，将所述渣油加氢裂化馏分转移至所述第一破坏性加氢单元的流动管线。
20.根据权利要求17-19中任一项所述的系统，进一步包括用于将所述燃料油馏分加氢脱硫以产生超低硫燃料油的反应器。
21.根据权利要求17-20中任一项所述的系统，包括：
分离器，用于分离所述经加氢处理和加氢裂化的流出物和所述低沸点馏分以产生轻石脑油馏分和重石脑油馏分；
用于将所述轻石脑油馏分进给至所述蒸汽裂化器单元的流动管线；和
用于将所述重石脑油馏分进给至所述芳烃联合装置的流动管线。
22.根据权利要求17-21中任一项所述的系统，其中用于分离所述全原油的所述分离系统包括：
用于加热所述全原油以产生经加热的全原油的加热器；
分离器，用于分离所述经加热的全原油以回收第一馏分和剩余馏分；
用于加热所述剩余馏分以产生经加热的剩余馏分的加热器；
热氢气汽提塔，用于分离所述经加热的剩余馏分以产生包括氢气和第二馏分的塔顶馏出物以及包括第三馏分的塔底馏出物。
23.根据权利要求22所述的系统，进一步包括用于在所述剩余馏分和所述塔底馏出物之间交换热的热交换器。
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