CN118139834A - 将原油转化为烯烃的整合方法 - Google Patents

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Abstract

一种用于生产轻质烯烃的方法，该方法包括热裂化。经加氢裂化的料流被热裂化以生产轻质烯烃。热解气体料流被分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流。轻质热解气体料流被分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流。正链烷烃料流被热裂化。整合方法可以用于从原油料流中获得高价值的烯烃产物。

Description

将原油转化为烯烃的整合方法
优先权声明
本专利申请要求2021年10月12日提交的美国临时申请第63/254,980号的优先权，其内容据此以引用方式并入。
技术领域
技术领域是通过热解生产烯烃。具体地讲，技术领域是从原油生产烯烃。
背景技术
轻质烯烃生产对于生产足够的塑料以满足全球需求至关重要。乙烯和丙烯是用于生产其他有用材料(诸如聚乙烯和聚丙烯)的重要化学物质。聚乙烯和聚丙烯是当今使用的两种最常见的塑料，并且具有广泛的用途。乙烯和丙烯的用途包括生产氯乙烯、环氧乙烷、乙苯和醇。
链烷烃脱氢(PDH)是其中轻质链烷烃(诸如乙烷、丙烷和丁烷)可以分别脱氢以制备乙烯、丙烯和丁烯的方法。脱氢是需要外部热量以驱动反应完成的吸热反应。
在塑料和石油化学品(诸如聚乙烯)的生产中消耗的大量乙烯是通过烃的热裂化产生。蒸汽通常与进料料流混合到裂化炉中，以降低烃分压并提高烯烃产率，并减少裂化反应器中碳质材料的形成和沉积。因此，该方法通常被称为蒸汽裂化或热解。
蒸汽裂化产生较少的有价值的副产物，诸如热解汽油(裂解气体)和燃料油(裂解油)。裂解气体含有大量的链烷烃和芳族化合物。所得链烷烃包括可回收或进一步处理的正链烷烃和非正链烷烃。芳族化合物非常稳定并且难以在蒸汽裂化器中裂化。可以除去链烷烃侧链，但这导致多环芳族化合物的产生，这增加了低价值燃料油的产率。正链烷烃比非正链烷烃更具选择性地热解成烯烃。
这些方法的组合经常导致高经济成本。因此，需要制备用于蒸汽裂化为轻质烯烃的原料的改进方法和管理来自蒸汽裂化单元的大量热解产物以提高轻质烯烃产率的装置。
发明内容
我们已经发现，在用于转化原油的组合方法中，将热裂化与附加的工艺单元整合产生高产率的轻质烯烃。来自蒸汽热解单元的热解气体可与经受正链烷烃分离的轻质裂解气体料流分流以产生更多蒸汽裂化器进料。
在一个实施方案中，可以将来自热解气体分流的裂解油料流加氢裂化。
在另一个实施方案中，来自热解气体的剩余芳族化合物可以是饱和的。所得C6-C8环烷烃通过再循环成为蒸汽裂化单元的优异进料，并且C5-C6石脑油可以被异构化和裂化以产生更多的正链烷烃，其也是优异的蒸汽裂化进料或链烷烃脱氢(PDH)进料。
因此，可以制备原油料流以制备蒸汽裂化器进料，其具有用于将由蒸汽裂化产生的芳族化合物在处理后再循环回到蒸汽裂化器的途径。
在另一个实施方案中，还可以将原油馏出物料流加氢裂化以制备蒸汽裂化器进料。
附图说明
附图是本公开的方法的示意正视图。
定义
术语“连通”是指在列举的部件之间可操作地允许流体流动，其可以被表征为“流体连通”。
术语“下游连通”意指在下游连通中流向主体的至少一部分流体可以从与其流体连通的对象可操作地流动。
术语“上游连通”意指在上游连通中从主体流出的至少一部分流体可以可操作地流向与其流体连通的对象。
术语“直接连通”意指来自上游部件的流体流进入下游部件而不穿过任何其他居间容器。
术语“间接连通”意指来自上游部件的流体流在穿过居间容器之后进入下游部件。
术语“绕过”意指对象至少在绕过的范围内与绕过主体失去下游连通。
术语“塔”意指用于分离具有不同挥发度的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另外指明，否则每个塔包括在塔的塔顶上的用于冷凝一部分塔顶料流并使其回流回塔的顶部的冷凝器，以及在塔的底部处的用于汽化一部分塔底料流并将其送回塔的底部的再沸器。可以预热塔的进料。顶部压力是塔的蒸气出口处塔顶蒸气的压力。底部温度是液体底部出口温度。塔顶管线和塔底管线是指从塔下游任意回流或再沸腾到塔的净管线。汽提塔可以省略塔的底部处的再沸器，而是提供对液化的惰性介质(诸如蒸汽)的加热要求和分离动力。汽提塔通常从顶部塔板进料并从底部取出主要产物。
如本文所用，术语“富组分料流”或“富含组分的料流”是指从容器出来的富料流具有比来自容器的任何其他料流更大的组分浓度。
如本文所用，术语“贫组分料流”或“贫含组分的料流”是指从容器出来的贫料流具有比来自容器的任何其他料流更小的组分浓度。
如本文所用，术语“T5”、“T95”或“TX”分别是指使用ASTM D-86或TBP使5质量百分比、95质量百分比或X质量百分比(视情况而定)的样品沸腾的温度。
如本文所用，术语“初始沸点”(IBP)意指使用ASTM D-7169、ASTM D-86或TBP(视情况而定)使样品开始沸腾时的温度。
如本文所用，术语“端点”(EP)意指使用ASTM D-7169、ASTM D-86或TBP(视情况而定)使样品全部沸腾时的温度。
如本文所用，术语“分离器”意指这样的容器，其具有一个入口和至少一个塔顶蒸气出口和一个塔底液体出口，并且还可以具有来自储槽(boot)的含水料流出口。闪蒸罐是可以与可以在较高的压力处操作的分离器下游连通的一种类型的分离器。
如本文所用，术语“主要的”或“大部分”意指大于50％，适当地大于75％，并且优选地大于90％。
术语“Cx”应理解为是指具有由下标“x”表示的碳原子数的分子。类似地，术语“Cx-”是指含有小于或等于x、并且优选地x和更少个的碳原子的分子。术语“Cx+”是指具有大于或等于x、并且优选地x和更多个碳原子的分子。
术语“单元”应理解为是指包括化学转化的一个或多个工艺步骤。在单元的中心是完成转化所必需的一个或多个催化反应器或分离容器。单元还可以包括附加的分离容器，该分离容器包括分馏塔以分离产物料流。单元还可以包括用于化学转化的预处理步骤。总之，“单元”包括一个或多个反应器或分离容器以及分离步骤和预处理步骤，无论是否在图中示出或在说明书中明确讨论。
具体实施方式
本公开提供了一种用于整合多种工艺的方法，该方法允许将原油转化成具有高烯烃产率的多种产物。世界上最高度整合的精炼设施目前生产的石油化学产品占它们净产品的15％。未来的世界需要产生高得多的百分比。本公开使得石油化学品产率百分比能够在世界规模生产水平下大于60％或大于75％，甚至高达100％。此外，精炼器不再限于石油化学产品中芳族化合物与烯烃的传统1:1比率。由于工艺单元与蒸汽裂化单元的特定组合，本公开具有驱动高达100％净烯烃产率同时维持可储备经济的灵活性。正链烷烃在蒸汽裂化单元中产生更多的轻质烯烃。因此，期望增加进料料流中正链烷烃的浓度。正链分子被定义为指直链分子，诸如正丁烷、正己烷和正戊烷。
在一个示例性实施方案中，原油进料至原油蒸馏单元70。附图中示出了用于将原油料流精炼成烯烃的方法和设备5。来自来源的原油管线6可以包含从井回收的全部或部分原油进料料流。原油料流可以是包含重油或沥青的重质烃料流。全沥青可以包括树脂和沥青质，它们是复杂的多核烃，树脂和沥青质增加原油的粘度并提高倾点。原油进料还可以包括常规原油、煤油、渣油、焦油砂、页岩油、冷凝物、脱沥青油和沥青馏分。
美国石油学会(American Petroleum Institute)重度(API重度)量表通常用于理解石油料流的密度。管线6中的原油料流通常具有介于20API和40API之间的API重度。本方法可以特别适用于高API原油进料，诸如大于30API或大于31API。含蜡原油料流通常具有超过25的较高API，但倾点在20℃和50℃之间。原油料流的粘度在40℃下可以在1cSt和20,000cSt之间。原油可以具有其中40体积％至70体积％的料流在343℃(650℉)下沸腾的沸点范围。原油管线12中的原油料流通常可以经受加热和油相与水相的分离以在分馏之前使原油料流脱水。
管线12中的原油料流可以在其进料至原油蒸馏塔70之前在火焰加热器中加热。在原油蒸馏塔中，将已加热的原油料流分馏以在塔顶管线72中提供塔顶轻质气体料流，在净塔顶液体管线74中提供轻质馏出物料流，在第一侧管线76中提供中间馏出物料流，在第二侧管线78中提供瓦斯油馏出物料流，以及在塔底管线79中提供常压塔底料流。原油蒸馏塔塔顶压力可以略高于大气压，塔底温度可以在340℃和375℃之间。第一侧管线76中的中间馏出物料流和第二侧管线78中的瓦斯油馏出物料流可以进料至加氢裂化单元90。
管线72中的蒸馏塔顶轻质气体料流可以进料至饱和气体装置单元110。饱和气体装置单元接受来自炼油厂周围的蒸馏单元和其他工艺单元的气体料流，用于进一步分离成组分气体。包含烯烃含量小于10％的C1-C4烃和/或H2的料流进料至饱和气体装置单元110。通常，进入饱和气体装置单元110的进料料流可以进料至吸收器-脱乙烷塔，其中通过贫油吸收将C2和较轻粗馏分与较重馏分分离。脱乙烷塔塔顶还可以分离成C2料流以及包含C1和H2的塔顶料流，并且被除去以用作燃料气体或石油化学进料。较重的馏分可以被汽提并送到脱丁烷塔，贫油可以再循环回到吸收器-脱乙烷塔。C3粗馏分和/或C4粗馏分可以在脱丁烷塔中与戊烷分离，洗涤以除去硫化氢，并且进料至分离丙烷和丁烷的分流器。饱和气体装置单元包括多个分离系统(诸如蒸馏塔)以将结合的饱和气体进料料流分离成多个产物料流，该产物料流包括管线112中的饱和气体C1料流、管线114中的饱和气体C2料流、管线116中的饱和气体C3料流和管线118中的饱和气体C4料流。
主要包含丙烷和/或丁烷的料流可以进料至链烷烃脱氢单元120。示例性丙烷料流可以是管线116中的饱和气体C3料流。示例性丁烷料流可以是管线118中的饱和气体C4料流。链烷烃脱氢单元包括将预热的进料料流传递到脱氢反应器。进料料流与脱氢反应器中的脱氢催化剂在脱氢条件下接触，从而产生包含至少一种烯烃的产物料流。
链烷烃脱氢单元120将包含包括一个或多个反应器的反应区。反应区的流出物可以被冷却、压缩然后再冷却以冷凝其大部分C3烃和/或C4烃，从而形成富氢气体，该富氢气体在脱氢区内再循环以在反应区内提供期望的氢气与烃比率。优选所得液相然后被传递到作为脱乙烷塔操作的分馏塔中以产生管线124中的C3+脱氢区流出物料流和管线122中的轻质气体料流。管线122中的该轻质气体料流将含有氢气和脱氢副产物(诸如C1烃和C2烃)，并且可以进料回到饱和气体装置单元110或者进料回到氢气集管或变压吸附单元以纯化氢气料流以提供给氢气集管。管线124中的脱氢区流出物料流可以主要包含乙烯、丙烯和/或丁烯。管线124中的脱氢区流出物料流可以绕过蒸汽裂化炉并且与蒸汽裂化单元中的热解产物结合，并且分离成管线12中的经裂化的乙烯料流、管线14中的经裂化的丙烯料流和/或管线15中的经裂化的丁烯料流或蒸汽裂化单元10中的其他料流，用于回收和进一步处理或用于通过诸如聚合的方法生产塑料或其他石油化学品。链烷烃脱氢单元120可以与饱和气体装置单元110上游连通和下游连通。
尽管许多反应器类型已经用于链烷烃脱氢并且在此被考虑，脱氢区的反应区优选地包括至少一个径流反应器，其中催化剂通过重力流动逐渐向下移动以允许用具有更高活性的催化剂连续替换用过的催化剂。蒸汽裂化单元可以产生尾气料流，该尾气料流可以被送到管线9中进行氢气回收。
反应区内采用的特定脱氢条件将根据诸如进料料流、催化剂活性和所需转化率的因素而变化。可以用于链烷烃脱氢的条件包括500℃至800℃的温度、0.5个大气压至20个大气压的压力以及0.5hr-1至20hr-1的液时空速。优选的丙烷脱氢条件为600℃至700℃的温度、1.0个大气压至3.0个大气压的压力、1hr-1至8hr-1的液时空速以及在1.0:1.0和5.0:1.0之间的氢气与总烃比率。
许多脱氢催化剂已经被描述并且在此被考虑。优选的丙烷脱氢催化剂由铂族组分、锡组分和碱金属组分与多孔无机载体材料组成。如果需要，可以在该区域内使用其他催化组合物。
优选脱氢催化剂的多孔载体材料是表面积为25m2/g至500m2/g的吸收性高表面积载体。多孔载体材料应该对反应区中使用的条件是相对耐火的，并且可以选自传统上在双官能烃转化催化剂中使用的那些载体材料。因此，多孔载体材料可以选自活性炭、焦炭或木炭、二氧化硅或硅胶、粘土和硅酸盐，包括合成制备的和天然存在的那些，其可以是或可以不是酸处理的，例如凹凸棒粘土、矽藻土、硅藻土、铝土矿；耐火无机氧化物，诸如氧化铝、二氧化钛、二氧化锆、氧化镁、二氧化硅-氧化铝、氧化铝-氧化硼等；结晶硅铝酸盐，诸如天然存在的或合成制备的丝光沸石或这些材料中的一种或多种材料的组合。优选的多孔载体材料是耐火无机氧化物，用氧化铝载体材料获得最好的结果。结晶氧化铝(诸如γ-氧化铝)给出最好的结果。通常，优选的脱氢催化剂具有γ-氧化铝载体，该γ-氧化铝载体为具有大约1/16英寸的相对小直径的球形颗粒的形式。
管线74中的蒸馏粗石脑油料流可以进料至石脑油加氢处理单元(NHT)100。加氢处理是用于从烃料流中除去杂原子诸如硫和氮以使一定比例的芳香族化合物部分或完全饱和以满足燃料规格并且使烯属化合物饱和以满足燃料规格的加氢处理方法。管线74中的蒸馏石脑油料流可以与氢气混合，加热并装入加氢处理反应器。加氢处理反应器可以是固定床反应器，该固定床反应器包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床、以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂的各种组合。加氢处理反应器可以提供10体积％至40体积％的单程转化率。加氢处理反应器可以包括用于减轻压降的专用材料的保护床，然后是一个或多个更高质量加氢处理催化剂床。保护床过滤颗粒并拾取烃进料料流中的污染物，诸如像镍、钒、硅和砷的金属，它们会使催化剂失活。保护床可以包含与加氢处理催化剂类似的物质。补充氢气可以在加氢处理反应器中的催化剂床之间的级间位置处添加。
合适的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂，并且包括在高表面积载体物质(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些加氢处理催化剂。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂。在相同的加氢处理反应器中使用多于一种类型的加氢处理催化剂。VIII族金属通常以2重量％至20重量％、优选地4重量％至12重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常以1重量％至25重量％、优选地2重量％至25重量％的范围内的量存在。
优选的加氢处理反应条件包括290℃(550℉)至455℃(850℉)、合适地316℃(600℉)至427℃(800℉)并且优选地343℃(650℉)至399℃(750℉)的温度，2.8MPa(表压)(400psig)至17.5MPa(表压)(2500psig)的压力，0.1hr-1、合适地0.5hr-1至5hr-1、优选地1.5hr-1至4hr-1的新鲜含烃原料的液时空速以及84Nm3/m3(500scf/bbl)至1011Nm3/m3油(6,000scf/bbl)、优选地168Nm3/m3油(1,000scf/bbl)至1250Nm3/m3油(7,500scf/bbl)的氢气速率，以及一种加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。
蒸馏石脑油料流可以在加氢处理反应器中的加氢处理催化剂上用氢气进行加氢处理，以提供经加氢处理的石脑油料流。经加氢处理的石脑油料流可以在石脑油分流塔中分离和分馏，以提供C4-塔顶料流和C5+经加氢处理的石脑油料流。管线102中包含C4-烃的石脑油分流器塔顶料流可以被引导至饱和气体装置单元110。管线104中包含C5+烃的石脑油分流器塔底料流可以进料至正链烷烃分离单元50。
管线104中包含C5+烃的石脑油分流器塔底料流、管线64中的C5+异构化物料流和热解分流器塔顶管线24中的轻质热解气体料流中的一种、一些或全部可以作为结合的链烷烃单元一起或分开进料至正链烷烃分离单元50。将基本上包含C4至C7烃(优选地T90在40℃和90℃之间且适当地不超过30重量％的C7+烃)的链烷烃单元进料料流中的石脑油分离成正链烷烃料流52和非正链烷烃料流54。
正链烷烃分离单元50包括吸附分离单元。链烷烃单元进料料流被传递穿过吸附分离单元中的阀，该阀将进料递送到适当的床。
石脑油混合物的正链烷烃选择性地进入或吸留到吸附剂组分的多孔结构中，但支链或环状非正链烷烃通常不进入孔中。优选的吸附剂由伊利诺伊州德斯普兰斯市(DesPlaines,Illinois)的万国油品优先责任公司(UOP LLC)生产和销售的市售5A型铝硅酸盐分子筛提供。非正链烷烃作为管线54中的非正链烷烃提余物料流离开该过程。解吸剂用于将吸留的正链烷烃从吸附剂解吸。正壬烷或正癸烷或甚至更重的正链烷烃可适当地用作解吸剂，以解吸提取物-解吸剂料流中的正链烷烃。吸附分离单元可以包括一系列垂直隔开的分离床，这些床通过一个床的底部与其下游相邻床的顶部之间的管道相互连接。阀可以包括歧管布置或旋转阀，用于在下游方向上推进相应料流的入口和出口的点。吸附分离单元可以以向上流动模式操作。吸附单元可以具有四个主要区域I-IV，当考虑不同的冲洗方案时，这些区域还可以被细分。在四个主要区域I-IV之间划分的床数量可以为八个、十二个或二十四个床。通过周期性地向下游推进进料料流和解吸剂料流的引入点，同时向下游同等地推进提余物料流和提取物料流的离开点，实现模拟逆流流动。典型的液相操作在吸附分离单元中是优选的，例如，温度为50℃至300℃，并且更特别地不超过260℃，并且压力为略微超大气压至30个大气压。
包含解吸剂和非正链烷烃提余物的提余物料流一起离开吸附分离单元并在提余物塔中分馏以提供包含非正链烷烃的提余物塔顶料流和解吸剂提余物塔底料流。包含解吸剂和正链烷烃提取物的提取物料流一起离开吸附分离单元并在提取塔中分馏以提供包含正链烷烃的提取物塔顶料流和解吸剂提取物塔底料流。富含非正链烷烃的提余物塔顶料流作为提余物管线54中的提余物非正链烷烃提余物料流离开正链烷烃分离单元工艺50，并且进料至异构化单元60。提余物管线54中的非正链烷烃料流具有占优势的非正链烷烃，该非正链烷烃可以被异构化以产生更多的正链烷烃。在一个方面，可从提余物塔中取出两个非正链烷烃料流，或者可在随后的塔中分馏非正链烷烃料流以提供异丁烷料流和C5-C7非正链烷烃料流。每个料流具有占优势的非正链烷烃，并且进料至异构化单元60以被异构化以增加正链烷烃的浓度。
富含正链烷烃的提取物塔顶料流作为提取物管线52中的正链烷烃提取物料流离开正链烷烃分离单元50。管线52中富含正链烷烃的来自正链烷烃分离单元50的提取物料流可以进料至蒸汽裂化单元10以进行热裂化。提取物管线52中的正链烷烃料流具有占优势的正链烷烃，这使其成为用于热裂化的理想进料。
管线52中的正链烷烃分离单元正链烷烃料流可以进料至蒸汽裂化单元10以进行热裂化。
在异构化单元60中，在存在氢气和异构化催化剂的情况下，管线54中的非正烃料流中的非正烃转化以增加以下正链烷烃的浓度：乙烷、丙烷、正丁烷、正戊烷和正己烷。促进正链烷烃的产生的反应包括异链烷烃歧化反应、环饱和、芳族化合物和环状化合物的开环、异链烷烃的反向异构化和链烷烃加氢裂化反应。因此，异构化单元60的主要产物是管线64中富含正链烷烃的异构化产物料流。
不受理论的约束，据信，链烷烃歧化反应通过结合两种异链烷烃然后分离成一种较轻链烷烃和一种较重链烷烃而发生。例如，在存在氢气的情况下，两种异戊烷可结合并形成异丁烷和异己烷。异丁烷可通过歧化进一步反应以形成丙烷和异戊烷。产生的异丁烷的一部分也经由异构化反应转化为正丁烷。正丙烷和正丁烷通过歧化反应和异构化反应产生，同时低价值的不期望的甲烷作为裂化产物少量产生。因此，异构化单元60中的正链烷烃的总产率增加。异戊烷和/或异己烷也可发生加氢裂化以产生甲烷、乙烷、丙烷和异丁烷。异丁烷可通过歧化反应和/或异构化反应进一步反应以进一步产生正链烷烃。
优选将异丁烷与C5-C7非正烃分别异构化。因此，异丁烷异构化反应器可以接收来自链烷烃分离单元50的异丁烷料流，并且高异构化反应器可以接收来自链烷烃分离单元的C5-C7非正烃料流。
异构化单元60中的异构化催化剂可以包括氯化氧化铝、硫酸化氧化锆、钨酸化氧化锆或含沸石的异构化催化剂。异构化催化剂可以是无定形的，例如，基于无定形氧化铝或沸石。沸石催化剂通常仍含有无定形粘合剂。催化剂可以包含如在US 5,036,035和EP0666109 A1中所述的硫酸化氧化锆和铂或如在US 5,705,730和US 6,214,764中所述的氯化氧化铝上的铂族金属。另一种合适的催化剂描述于US 5,922,639中。US 6,818,589公开了一种催化剂，该催化剂包含IVB族(IUPAC 4)金属的氧化物或氢氧化物(优选氧化锆或氢氧化锆)的钨酸化载体、为镧系元素和/或钇组分的至少第一组分和为铂族金属组分的至少第二组分。非氯化催化剂(诸如硫酸化氧化锆催化剂)的优点是不存在氯化物，从而省略了对来自异构化单元60的流出物料流的进一步处理。如果氯化氧化铝催化剂用作异构化催化剂，则管线中的氯化剂将进料至异构化反应器。
异构化反应条件包括通常在40℃至250℃范围内的平均反应器温度。异构化反应器操作压力一般在1MPa(145psia)至5.5MPa(800psia)(g)的范围内。液时空速(LHSV)在每小时每体积催化剂0.2体积至25体积的烃进料范围内。氢气与至异构化反应器的异构化进料混合或保留在异构化进料中。异构化条件下的氢气与烃进料比为0.3至2、优选0.5至1.5，并且异构化单元60中的反应器的出口处的氢气分压为1.0MPa(150psia)至2.4MPa(350psia)。第一异构化单元60中需要较高氢气分压来保持高异构化催化剂的稳定性、使芳族环和环烷环饱和和开环、促进加氢裂化反应以及实现向正链烷烃的高转化率。
可以在固定床系统、移动床系统、流化床系统中或在分批式操作中使用异构化催化剂来实现异构化单元60内的接触。可以使反应物以向上、向下或径流方式与异构化催化剂颗粒的床接触。当与异构化催化剂颗粒接触时，反应物可以是液相或混合液-气相，其中混合相或气相是优选的。异构化单元60可以在单个反应器中或在两个或更多个单独的异构化反应器中，这些异构化反应器间具有合适的装置用来确保在每个反应器的入口处保持期望的异构化温度。
异构化单元60中的反应在整个反应器中放热，因此异构化流出物料流需要在反应器之间冷却，这可以通过使异构化进料与至异构化反应器的异构化流出物进行热交换来实现。由于加氢裂化反应伴随着极强放热的加氢反应，因此二至五个连续的异构化反应器能够改善对各个反应器温度和部分催化剂更换的控制，而不需要过程关停。包含浓度增加的正链烷烃的异构化物料流离开序列中的最后一个异构化反应器并且被分馏。
异构化物料流可以在脱丙烷塔中分馏以产生正链烷烃浓度增加的塔底C5+异构化物料流(其可以在管线64中再循环到链烷烃分离单元50)和C4塔顶料流(其可以在脱乙烷塔中分馏以提供C2塔顶料流和塔底C3-C4异构化物料流)。可以将C2料流经由管线114在管线66中输送至蒸汽裂化单元10，并且可以将C3-C4异构化物料流在管线62中前送至脱氢单元120以产生丙烯和丁烯。
管线62中的裂化C3-C4异构化物料流可以形成至脱氢单元120的全部或部分进料料流。富含正链烷烃的管线64中的异构化产物料流可以作为进料料流的一部分再循环到正链烷烃分离单元50。异构化单元60和正链烷烃分离单元50可以彼此上游连通和下游连通。异构化单元60可以产生附加的产物料流。
来自原油蒸馏单元70的塔底管线79中的常压塔底料流可以进料至溶剂脱沥青单元80。广义地，溶剂脱沥青单元可以包括将常压塔底料流进料至提取区，在该提取区中常压塔底料流与包含轻质链烷烃(诸如丙烷、丁烷或戊烷)的所述新鲜溶剂料流接触。溶剂料流将较轻物质增溶成脱沥青油料流中，留下沥青料流。管线82中的脱沥青油料流和管线84中的沥青料流从溶剂脱沥青单元80中回收。在溶剂脱沥青单元80中可以包括多个进一步的操作，以进一步从所述脱沥青油料流和沥青料流中的一者或两者中汽提溶剂，用于再循环到该过程。在溶剂脱沥青单元中还可以包括进一步的操作以从沥青料流中汽提附加的脱沥青油组分和从脱沥青油料流中汽提附加的沥青组分。
管线84中的沥青料流可以用作燃料油。沥青料流可以包含在100℃下具有通常超过3000mm2/s的高运动粘度的重质残留油以及高污染水平的金属和康氏碳(Concarbon)。
管线82中的脱沥青油料流可以进料至加氢裂化单元90。脱沥青油料流可以包含至多3重量％的康氏碳。脱沥青油料流可以包含小于3wppm、或小于2.5wppm、或小于2wppm、或小于1wppm的总金属含量。金属可以包括镍、钒或这两种金属的混合物。
加氢裂化是指烃在存在氢气的情况下裂解成包含经加氢裂化的产物料流的较低分子量烃的过程。加氢裂化单元90可以包括一个或多个固定床反应器，该一个或多个固定床反应器包括一个或多个容器、每个容器中的单个或多个催化剂床、以及一个或多个容器中的加氢处理催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。管线26、76、78和82中的加氢裂化单元进料料流中的每个加氢裂化单元进料料流可以进料至相同的反应器、或者进料至单独的反应器、或者进料至它们的组合。例如，加氢裂化单元90可以包括用于加氢裂化管线76中的煤油料流和管线26中的重质热解气体料流的煤油加氢裂化单元。加氢裂化单元90可以包括用于管线78中的轻质瓦斯油料流的馏出物加氢裂化器。此外，加氢裂化单元可以包括用于管线82中的脱沥青油料流的瓦斯油加氢裂化器。可以采用其它布置。
加氢裂化单元90包括多个加氢裂化催化剂床(未示出)。如果加氢裂化单元90不包括加氢处理反应器，则加氢裂化反应器中的催化剂床可以包括加氢处理催化剂，用于在用后续容器中的加氢裂化催化剂或加氢裂化单元中的催化剂床加氢裂化烃进料料流之前对烃进料料流进行饱和、脱金属、脱硫或脱氮。在存在加氢裂化氢气料流(未示出)的情况下，在加氢处理反应器中，在加氢处理催化剂上对烃进料料流进行加氢处理以提供经加氢处理的流出物料流。
加氢裂化单元90可以提供管线76、78、82和26中的进料料流中存在的烃至具有不超过七个碳原子的烃的至少60体积％且通常大于70体积％的总转化率。可以通过加氢裂化单元90产生多个经加氢裂化的产物料流。在一个实施方案中，优选的产物料流是经加氢裂化的石脑油料流。
加氢裂化催化剂可以利用在其上沉积VIII族金属氢化组分的无定形二氧化硅-氧化铝基料或结晶沸石裂化基料。附加的氢化组分可以选自VIB族，以与沸石基料结合。
沸石裂解基料在本领域中有时被称为分子筛，并且通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子(诸如钠、镁、钙、稀土金属)构成。其特征还在于具有相对均匀的在4埃和14埃之间的直径的晶体孔。优选采用相对较高的二氧化硅/氧化铝摩尔比(在3和12之间)的沸石。在自然界中发现的合适的沸石包括例如丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石、环晶沸石、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括例如B、X、Y和L晶体类型，例如合成的八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是晶体孔径在8埃和12埃之间的那些沸石，其中二氧化硅/氧化铝的摩尔比为4至6。落入优选组中的沸石的一个示例是合成Y分子筛。
天然存在的沸石通常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是以钠形式制备。在任何情况下，为了用作裂解基料，优选大多数或所有原始沸石一价金属与多价金属和/或与铵盐进行离子交换，然后加热以分解与沸石缔合的铵离子，从而在它们的位置留下实际上通过进一步除去水而除去阳离子的氢离子和/或交换位点。这种性质的氢或“除去阳离子的”Y沸石更具体地描述于US 3,100,006中。
通过一种方法，加氢裂化条件可以包括290℃(550℉)至468℃(875℉)、优选地343℃(650℉)至445℃(833℉)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4hr1至小于2.5hr1的液时空速(LHSV)，以及421Nm3/m3(2,500scf/bbl)至2,527Nm3/m3油(15,000scf/bbl)的氢气速率。加氢裂化单元90在高苛刻度下操作以使向具有七个或更少碳原子的烃的转化最大化。通常，操作加氢裂化单元以使向具有七个或更少碳原子的烃的转化最小化，从而避免裂化柴油和煤油馏出物范围之外的物质。
可以操作加氢裂化单元90以产生多个产物料流。产物料流可以包括管线99中的未转化的油料流、管线98中的经加氢裂化的馏出物料流、管线96中的经加氢裂化的中间馏出物料流和管线94中的一种或多种经加氢裂化的石脑油料流。管线94中的一种或多种经加氢裂化的石脑油料流的一部分或至多全部可以在管线95中分流，作为至石脑油加氢处理单元100的进料用于进一步加工。通常，没有未转化的油离开加氢裂化单元50。还可以产生管线92中的经加氢裂化的LPG料流并将其进料至饱和气体装置单元110。管线91中的轻质气体料流可以进料至PSA单元用于氢气回收。未转化的油料流可以包含具有60wppm或更低的低硫和/或与高度环烷组成一致的大于30但小于57的关联指数(BMCI)的瓦斯油范围材料。管线98中的经加氢裂化的馏出物料流可以包含小于10wppm的硫和/或大于50、大于60或大于62的十六烷值。经加氢裂化的馏出物料流还可以包含360℃的T96沸点。管线96中的经加氢裂化的中间馏出物料流可以包含小于5wppm或小于4wppm的硫和/或大于31mm的烟点。经加氢裂化的中间馏出物料流还可以包含300℃的端点。管线94中的经加氢裂化的石脑油料流可以包含小于10体积％、小于8体积％或小于7体积％的芳族分子。经加氢裂化的石脑油料流还可以包含150℃的T95沸点。管线92中的经加氢裂化的LPG料流可以包含大于70重量％的C4烃、大于75重量％的C4烃或大于78重量％的C4烃。经加氢裂化的LPG料流可以包含大于5重量％且小于20重量％的C3烃。经加氢裂化的LPG料流还可以包含乙烷和/或甲烷。在一个示例性实施方案中，管线94、96、98和99中的一个或多个经加氢裂化的产物料流可以进料至蒸汽裂化单元10以进行热裂化。这些流可在相同的点处或可以策略性定位的不同的点处进入蒸汽裂化单元。
一个或多个裂化进料料流进入混合进料料流裂化单元10，以进料至蒸汽裂化炉，用于在蒸汽下裂化烃以产生多个经裂化的料流。裂化进料料流可以任选地为气相。混合进料料流裂化单元10中的蒸汽裂化炉可以优选地在750℃(1382℉)至950℃(1742℉)的温度下操作。裂化进料料流可以在炉的相同的点或不同的点处进入以使产物产率最大化。优选地主要包含乙烷料流的干燥气体裂化进料料流可以进料至蒸汽裂化单元10的裂化炉。在一个实施方案中，来自饱和气体装置110的管线114中的饱和气体C2料流包含该料流。管线52中的正链烷烃料流可以进料至蒸汽裂化单元10的裂化炉。管线94、96、98和/或99中的一种或多种经加氢裂化的料流可以进料至蒸汽裂化单元10的裂化炉。管线44中的重质饱和物料流可以进料至蒸汽裂化单元10的裂化炉。
离开混合进料蒸汽裂化单元10的炉的经裂化的料流可以处于过热状态。一个或多个骤冷塔或本领域已知的其他装置，但优选地油骤冷塔和/或水骤冷塔，可以用于将经裂化的料流骤冷或分离成多个经裂化的料流。蒸汽裂化单元10还可以包括附加的蒸馏塔、胺洗涤塔、压缩机、膨胀机等，以将经裂化的料流分离成富含单独轻质烯烃的经裂化的料流。
离开蒸汽裂化单元10的经裂化的料流中可以是管线9中的甲烷料流、管线12中的经裂化的乙烯料流、管线14中的经裂化的丙烯料流、管线15中的经裂化的丁烯料流、管线18中的热解气体料流和管线19中的燃料油料流。管线9中的甲烷料流可具有可以在变压吸附单元中回收的氢气和用于燃料气体的剩余甲烷。管线12中的经裂化的乙烯料流、管线14中的经裂化的丙烯料流可以分别回收或输送至聚合装置11和13，管线15中的经裂化的丁烯料流可以回收并用于通过诸如聚合的方法生产塑料或其他石油化学品。
至少50重量％，通常至少60重量％和适当地至少70重量％的有价值的乙烯、丙烯和丁烯产物的产物回收可从经蒸汽裂化的料流实现。在更低、更经济的碳与稀释气体摩尔比下，回收的产物的至少40重量％是有价值的轻质烯烃。聚合装置可以在现场，或者回收的烯烃可以在进一步分离之后输送到聚合装置用于聚合物生产，以提供聚合物级烯烃料流。
管线15中的经裂化的丁烯料流可以以若干方式中的一种方式加工。在一个示例中，管线15中的经裂化的丁烯料流包含丁二烯，该丁二烯可以在丁二烯提取单元中提取并且作为可销售产物在管线16中回收。剩余的经裂化的丁烯料流可以被选择性氢化，或者在第二个示例中，管线15中的全部经裂化的丁烯料流可以被选择性地氢化以产生丁烯。
丁二烯选择性转化区通常在相对温和的氢化条件下在液相中操作。丁二烯转化区中的合适的操作压力的宽泛范围为276kPa(40psig)至5516kPa(800psig)，或345kPa(50psig)至2069kPa(300psig)。通常采用在25℃(77℉)和350℃(662℉)之间或50℃(122℉)至200℃(392℉)之间的相对适中温度。用于选择性氢化催化剂的反应物的液时空速可以为1.0hr-1以上，或10hr-1以上，或30hr-1以上至50hr-1。为了避免大量的单烯烃的不期望的饱和，在进入选择性氢化催化剂床的材料中氢气与多烯烃的摩尔比保持在0.75:1与1.8:1之间。选择性氢化催化剂用于管线15中的经裂化的丁烯料流中的丁二烯转化。选择性氢化催化剂可以是能够选择性地氢化C4料流中的丁二烯的任何合适的催化剂，其可以用于本公开中。特别优选的选择性氢化催化剂包含铜和至少一种其他金属(诸如钛、钒、铬、锰、钴、镍、锌、钼和镉)或它们的混合物。金属优选地负载在无机氧化物载体(诸如二氧化硅和氧化铝)上。优选地，选择性氢化催化剂可以包含负载在氧化铝上的铜和镍金属。
管线18中的热解气体料流可以包括包含芳族化合物、环烷烃和热解汽油的C4+烃料流或C5+烃料流或C6+烃料流。
在另一个实施方案中，管线18中的热解气体料流可以在热解分离单元22中分离成管线24中的轻质热解气体料流和管线26中的重质热解气体料流。另选地，管线18中的热解气体料流的至少一部分或全部可以直接传递到第一热解选择性加氢处理单元20以产生管线21中的经加氢处理的热解气体料流。
管线18中的热解气体料流可以经受选择性氢化以将二烯烃和共轭二烯烃转化成单烯烃。可以将氢气料流加入管线18中的热解气体料流中，并且装入选择性氢化反应器20。选择性氢化反应器20通常在相对温和的氢化条件下操作。反应物通常将保持在足以将反应物保持为液相烃的最小压力下。因此，合适的操作压力的宽泛范围从276kPa(g)(40psig)延伸到5516kPa(g)(800psig)，或从345kPa(g)(50psig)延伸到3795kPa(g)(550psig)。通常采用在25℃(77℉)和350℃(662℉)之间或50℃(122℉)和150℃(302℉)之间的相对适中温度。通过选择性氢化催化剂的反应物的液时空速应为1.0hr-1和35.0hr-1。为了避免大量的单烯烃的不期望的饱和，在进入选择性氢化催化剂床的材料中氢气与二烯烃的摩尔比保持在0.75:1与2.5:1之间。
可以使用能够选择性地氢化石脑油料流中的二烯烃的任何合适的催化剂。合适的催化剂包括但不限于包含铂、钯、铜、钛、钒、铬、锰、钴、镍、锌、钼和镉或它们的混合物的催化剂。例如，金属优选地负载在无机氧化物载体(诸如二氧化硅和氧化铝)上。
管线21中的经选择性加氢处理的热解气体料流然后可以在热解分离单元22中分馏以除去C9+烃。操作热解分离单元22以分离管线24中的塔顶料流和管线26中的富含C9+烃的重质热解气体料流。热解分馏塔12在225℃至275℃的塔底温度范围和250kPa至350kPa(表压)的塔顶压力下操作。
在一个示例性实施方案中，管线24中的轻质热解气体料流可以包含C5-烃并且可以进料至正链烷烃分离单元50以分离成管线52中的正链烷烃料流和管线54中的非正烃料流。在一个实施方案中，管线26中的重质热解气体料流可以包含C9+烃并装入加氢裂化单元90，优选地煤油加氢裂化单元，以加氢裂化成经加氢裂化的料流。
在一个实施方案中，热解分离单元22还可以分离管线28中的热解芳族化合物料流。热解芳族化合物料流可以包含C5-C8烃且富含苯、甲苯和二甲苯。热解芳族化合物料流可以包含12重量％至26重量％的戊烷、5重量％至14重量％的己烷、25重量％至45重量％的苯、0.6重量％至4重量％的庚烷、10重量％至30重量％的甲苯、2重量％至12重量％的乙苯、2重量％至10重量％的二甲苯和34重量％至94重量％的总芳族化合物。
管线28中的热解芳族化合物料流可以任选地在第二热解加氢处理单元30中进一步加氢处理以产生管线32中的经加氢处理的热解芳族化合物料流，其可以进料至饱和单元40。
在热解加氢处理单元20中，将管线28中的热解气体料流加氢处理以除去硫化合物(诸如硫化氢)和氮化合物(诸如氨)，从而提供管线32中包含C5+烃和C6+芳族化合物的经加氢处理的热解芳族化合物料流。向热解加氢处理单元30供给氢。热解加氢处理单元30与蒸汽裂化单元10下游连通。操作热解加氢处理单元30以除去杂原子(诸如硫、氮、金属)。加氢处理可在高压或低压下进行，但通常并优选地在较低压力下进行。典型的加氢处理条件可以包括204℃(400℉)至482℃(900℉)，优选地315℃(600℉)至464℃(850℉)的反应温度；3.5MPag(500psig)至34.6MPag(5000psig)，优选地7MPag(1000psig)至20.8MPag(3000psig)的反应压力；0.3hr-1至20hr-1(v/v)，优地0.5hr-1至4.0hr-1的典型进料速率(LHSV)；和300ft3/bbl(53.4m3/m3)至2000ft3/bbl(356m3/m3)的液态烃进料的总耗氢量。
合适的加氢处理催化剂可以包括任何已知的常规加氢处理催化剂，并且包括在高表面积载体物质(优选地氧化铝)上由至少一种VIII族金属(优选地铁、钴和镍，更优选地钴和/或镍)和至少一种VI族金属(优选地钼和钨)组成的那些加氢处理催化剂。磷也可以掺入到催化剂中。其他合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂。可以使用多于一种的第一加氢处理催化剂。VIII族金属通常可以以2重量％至20重量％、优选地4重量％至12重量％的范围内的量存在。VI族金属将通常可以以1重量％至25重量％、优选地2重量％至25重量％的范围内的量存在。
管线32中的热解芳族化合物料流可以具有低于0.5wppm的硫浓度，但饱和催化剂可能对硫非常敏感。因此，经加氢处理的热解料流可以优选地脱硫至小于0.1wppm，优选地0.025wppm至0.05wppm硫。
可以将至饱和单元40的进料加热至120℃(248℉)至230℃(446℉)并装入一个或多个饱和反应器(未示出)。
在饱和单元40内的饱和反应器中，芳族化合物在饱和催化剂床上饱和成为环烷烃，以提供饱和流出物料流。饱和进料可以被分流以进入多个反应器以管理所得放热。另外，来自最后一个反应器的饱和流出物可以再循环到第一饱和反应器以吸收反应热。一个或多个反应器中的饱和催化剂可以相同或不同。饱和催化剂可以包括贵金属(铂或钯)、多孔载体材料上的铂-锂或镍或任何已知的商业氢化催化剂。
多孔载体材料可以具有25平方米/克至500平方米/克，优选地150平方米/克至225平方米/克的表面积，并且可以包括非酸性无定形氧化铝。γ氧化铝可以是优选的。另外，优选的氧化铝将具有0.30gm/cc至0.70gm/cc的表观堆积密度和表面积特征，使得平均孔径为20埃至300埃，并且孔内容积为0.10毫升/克至1.0毫升/克。
饱和反应器中的条件应包括在反应器出口处0.01至2、优选地0.025至0.5的氢气与烃摩尔比，240℃(464℉)至400℃(752℉)、优选地250℃(482℉)至280℃(536℉)的出口反应温度，1hr-1至50hr-1、优选地15hr-1至25hr-1的LHSV，在最后的反应器出口处1.4MPa(200psig)至5.6MPa(800psig)、优选地2.1MPa(300psig)至3.5MPa(600psig)的反应器压力。饱和反应器可以向下流动模式操作，但是其他反应器构型和流动方案可以是合适的。一个或多个产物饱和物料流以比进料料流中更高的环烷烃浓度和更低的芳族化合物浓度离开饱和单元。
饱和单元可以包括饱和物分馏器以产生多个饱和物料流。在一个示例性实施方案中，饱和物分馏器可以在管线42中产生富含C5饱和物和脂族C6饱和物的轻质饱和物料流，该轻质饱和物料流可以被输送至异构化单元60以构成异构化单元60进料料流的一部分。轻质饱和物料流可以主要包含C5烃。轻质饱和物料流可以包含大于80重量％的C5烃或者可包含大于84重量％的C5烃。异构化单元60可以增加管线42中轻质饱和物料流的正链烷烃浓度。管线44中富含环状C6饱和物以及C7和C8饱和物的重质饱和物料流可以再循环并在待热裂化的一个或多个入口点处进料至蒸汽裂化单元10的炉。重质饱和物料流可以主要包含C6烃或者主要包含C6环烷烃。蒸汽裂化单元10可以与饱和单元40上游连通和下游连通。此外，蒸汽裂化单元10可以与饱和单元40直接下游连通。饱和物分馏器还可以在塔底管线46中产生重质芳族化合物料流，其可被送至燃料油。
具体的实施方案
虽然结合具体的实施方案描述了以下内容，但应当理解，该描述旨在说明而不是限制前述描述和所附权利要求书的范围。
本公开的第一实施方案是一种生产轻质烯烃的方法，该方法包括热裂化裂化进料料流以提供经裂化的料流；从该经裂化的料流中分离热解气体料流；将该热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流；以及将该轻质热解气体料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括热裂化该正链烷烃料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括热裂化该重质热解气体料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将该非正链烷烃料流异构化成正链烷烃。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括加氢处理该热解气体料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中将该热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流还包括将热解芳族化合物料流从该轻质热解气体料流和该重质热解气体料流中分离并且使该热解芳族化合物料流饱和以提供饱和物料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将该饱和物料流分离成轻质饱和物料流和重质饱和物料流，以及热裂化该重质饱和物料流并且异构化该轻质饱和物料流以增加其正链烷烃浓度。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括用该重质热解气体料流加氢裂化来自原油蒸馏单元的馏出物料流和/或脱沥青油料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中该馏出物料流可以是瓦斯油馏出物料流或中间馏出物料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括加氢处理来自该加氢裂化步骤的石脑油料流，并且将该石脑油料流中的正链烷烃与非正链烷烃分离。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第一实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括使来自该异构化步骤的丙烷脱氢化。
本公开的第二实施方案是一种用于生产轻质烯烃的方法，该方法包括加氢裂化来自原油蒸馏单元的馏出物料流以产生经加氢裂化的料流；以及热裂化该经加氢裂化的料流以提供经裂化的料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将热解气体料流与该经裂化的料流分离；将该热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流；以及加氢裂化该重质热解气体料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将该轻质热解气体料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流，以及热裂化该正链烷烃料流并且异构化该非正链烷烃料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，其中将该热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流还包括将热解芳族化合物料流从该轻质热解气体料流和该重质热解气体料流中分离并且使该热解芳族化合物料流饱和以提供饱和物料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第二实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将该饱和物料流分离成轻质饱和物料流和重质饱和物料流，以及热裂化该重质饱和物料流并且异构化该轻质饱和物料流以增加其正链烷烃浓度。
本公开的第三实施方案是一种生产轻质烯烃的方法，该方法包括热裂化裂化进料料流以提供经裂化的料流；从该经裂化的料流中分离热解气体料流；将该热解气体料流分离成轻质热解气体料流、热解芳族化合物料流和重质热解气体料流；以及将该轻质热解气体料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括热裂化该正链烷烃料流并且异构化该非正链烷烃料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括使该热解芳族化合物料流饱和以提供饱和物料流。本公开的一个实施方案是本段中的先前实施方案至本段中的第三实施方案中的一个、任何或所有实施方案，该方法还包括将该饱和物料流分离成轻质饱和物料流和重质饱和物料流，以及热裂化该重质饱和物料流并且异构化该轻质饱和物料流以增加其正链烷烃浓度。
尽管没有进一步的详细说明，但据信，本领域的技术人员可通过使用前面的描述最大程度利用本公开并且可以容易地确定本公开的基本特征而不脱离本发明的精神和范围，并且可做出本公开的各种改变和修改，并且使其适合各种用途和条件。因此，前述优选的具体的实施方案应理解为仅例示性的，而不以无论任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在涵盖包括在所附权利要求书的范围内的各种修改和等效布置。
在前述内容中，所有温度均以摄氏度示出，并且所有份数和百分比均按重量计，除非另外指明。

Claims (10)

1.一种用于生产轻质烯烃的方法，所述方法包括：
热裂化裂化进料料流以提供经裂化的料流；
从所述经裂化的料流中分离热解气体料流；
将所述热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流；以及
将所述轻质热解气体料流分离成正链烷烃料流和非正链烷烃料流。
2.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括热裂化所述正链烷烃料流。
3.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括加氢裂化所述重质热解气体料流。
4.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括将所述非正链烷烃料流异构化成正链烷烃。
5.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括加氢处理所述热解气体料流。
6.根据权利要求1所述的方法，其中将所述热解气体料流分离成轻质热解气体料流和重质热解气体料流还包括将热解芳族化合物料流从所述轻质热解气体料流和所述重质热解气体料流中分离并且使所述热解芳族化合物料流饱和以提供饱和物料流。
7.根据权利要求6所述的方法，所述方法还包括将所述饱和物料流分离成轻质饱和物料流和重质饱和物料流，以及热裂化所述重质饱和物料流并且异构化所述轻质饱和物料流以增加其正链烷烃浓度。
8.根据权利要求3所述的方法，所述方法还包括用所述重质热解气体料流加氢裂化来自原油蒸馏单元的馏出物料流和/或脱沥青油料流。
9.根据权利要求8所述的方法，其中所述馏出物料流可以是瓦斯油馏出物料流或中间馏出物料流。
10.根据权利要求9所述的方法，所述方法还包括加氢处理来自所述加氢裂化步骤的石脑油料流，并且将所述石脑油料流中的正链烷烃与非正链烷烃分离。
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