TW202104565A - 用於生產烯烴之配置 - Google Patents

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TW202104565A
TW202104565A TW109108652A TW109108652A TW202104565A TW 202104565 A TW202104565 A TW 202104565A TW 109108652 A TW109108652 A TW 109108652A TW 109108652 A TW109108652 A TW 109108652A TW 202104565 A TW202104565 A TW 202104565A
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卡里穆丁 莎克
佩德羅 桑托斯
艾薩姆 Ａ 艾爾薩伊德
西奧多勒斯 梅森
馬津 塔米米
茱麗葉 夏柏特
伊巴希瑪 阿巴
肯達沙米 桑達蘭
薩米 巴納維
羅納德 維那
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美商魯瑪斯科技有限責任公司
沙烏地阿拉伯商沙烏地阿美科技公司
美商雪佛龍魯瑪斯全球有限責任公司
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Abstract

本發明之製程可用於熱裂解各種烴進料，且就原油而言，可使原油轉化成化學產品之過程變得非常靈活，同時可完全淘汰精煉廠。在本文之實施例中，原油逐步地被分成至少輕及重餾分。根據該輕及重餾分之品質，將此等送至三個升級操作之一者，包括固定床氫轉化單元、流化催化轉化單元或殘渣加氫裂解單元，其可使用沸騰床反應器。從該升級操作獲得之產物可用作蒸氣裂解爐之進料。

Description

用於生產烯烴之配置
發明領域
本文之實施例有關用於從原油及低價值重烴流生產石化產品如烯烴及芳香烴之方法及系統。
發明背景
原油中之高沸化合物若被送至蒸氣裂解爐中，可能會引起嚴重的操作問題。高沸化合物有形成焦炭的傾向，大部分是由於其等之高瀝青烯含量。因此，通常會先移除高沸化合物，再將較輕的餾分(fractions)送至不同的石化單元如蒸氣裂解爐或芳香烴複合裝置。然而移除製程會增加總製程的投資成本且會降低獲利力，因為移除的高沸化合物僅能夠作為低價值燃油販售。此外，迄今為止，在不會大量形成對製程下游的蒸氣裂解爐有害的HPNAs (重多核芳香烴)之情況下轉化真空殘渣一直是個挑戰。
USP 3,617,493描述一種製程，其中原油被送至蒸氣裂解爐之對流段，然後送至分離區，進料中沸點低於約450℉之部分與該進料之剩餘部分在此分離，然後與蒸氣一起被送入該蒸氣裂解爐之高溫部分，並接受裂解條件的處理。
USP 4,133,777教示一種製程，其中進料油一開始以滴流方式向下流經HDM催化劑之固定床，然後向下經過含有選定的VI族及VIII族金屬之促進催化劑之固定床，在此組合製程中幾乎沒有發生加氫裂解。
USP 5603824揭示一種升級含硫化合物之蠟烴進料混合物(其在蒸餾油範圍內沸騰)之製程，用以降低硫含量及85%點(85% point)，同時保留石腦油副產物的高辛烷值及使蒸餾產率最大化。該製程使用單一降流反應器，其具有至少二個催化劑床及介於該等床之間之一床間再分佈器。頂床含有加氫裂解催化劑，較佳地β沸石，而底床含有脫蠟催化劑，較佳地ZSM-5。
USP 3,730,879揭示一種用於原油或蒸餘餾分之加氫脫硫的二床催化劑製程，其中第一床催化劑之總孔隙體積的至少50%由在100-200埃直徑範圍內之孔構成。
USP 3,830,720揭示一種用於渣油的加氫裂解及加氫脫硫之二床催化劑製程，其中小孔催化劑配置在大孔催化劑的上游。
USP 3,876,523描述一種新穎的催化劑及一種用於以催化方式進行包含殘渣餾分之烴油的脫金屬及脫硫化之製程。該文中所述的製程使用一包含氫化組份如鈷及鉬氧化物，複合在二氧化鋁上之催化劑。雖然此催化劑對於殘渣餾分之脫金屬作用非常有效且在反應期間具有良好的安定性，但當此催化劑以特殊方式與具有不同臨界特性的第二催化劑結合使用時，其效用才能得到顯著的改善。美國專利案第3,876,523號中所述類型的催化劑稱作第一催化劑，應理解此第一催化劑應位在具有不同特性的第二催化劑之上游。
USP 4,153,539揭示在加氫處理或加氫裂解製程中使用瓶狀體(amphora)粒子來進行輕烴餾分的加氫處理、催化重組、固定床烷基化製程等等時，可獲得改善的氫利用率及/或所欲產物之較高的轉化率。
USP 4,016,067揭示，通過將烴油(較佳地殘渣餾分)依序與二種不同特性的催化劑接觸來進行該烴油之催化加氫處理，可非常有效的去除金屬及硫二者，且該催化劑系統的老化特別緩慢。第一催化劑，其位在第二催化劑上游，具有其孔隙中至少60%的孔隙體積大於直徑100A.之特徵及其它下文具體提到的特徵。相對於第一催化劑，位在下游的第二催化劑具有其孔隙中大部分的孔隙體積大於直徑100A.之特徵。
USP 4,016,067之雙催化劑裝置係用於脫除任何對特別應用而言具有金屬及/或硫含量過高之烴油中的金屬及/或硫。該雙催化劑裝置對於製備供催化裂解或煉焦用之低金屬及/或低硫含量原料特別有效。在移除金屬及硫之過程中，烴油也隨之富集了氫，使其為更適合這些製程中任一個之進料。
一般而言，此等及其它用於轉化全原油之先前製程，使原油成為更有價值的終產物(包括例如乙烯、丙烯、丁烯、戊烯及輕質芳香烴之石化產品)之轉化率通常低於50%。概略而言，在製程中20%的全原油會先被移除，除去難轉化的最重組份。全原油之大約另外的20%通常被轉化成熱解油，約10%被過度轉化為甲烷。
發明概要
一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包括：在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分；在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及一熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物；在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一燃油餾分及一部分調節餾分；在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流；將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及一熱解油。
一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包括：在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分；在包含一殘油加氫裂解系統之一第一殘油調節單元中對該高沸殘渣餾分進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物；對該加氫裂解流出物進行溶劑脫瀝青，以回收一瀝青及一脫瀝青油餾分；在包含一殘油加氫裂解系統之一第二殘油調節單元中對該脫瀝青油餾分及一熱解油進行加氫裂解，以產生一第二加氫裂解流出物；在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物及該第二加氫裂解流出物，以產生該殘油餾分及一部分調節餾分；在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流；將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包括：在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分；在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物；在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一殘油餾分及一部分調節餾分；對該殘油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫柴油餾分；在一第三調節單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化，以產生一第三調節單元流出物；在一第三整合分離裝置中將該第三調節單元流出物分離成一輕沸調節餾分、一中沸調節餾分及一高沸餾分；在一第四調節單元中對該部分調節餾分、該中沸調節餾分及一柴油餾分進行破壞性氫化，以產生一第四調節單元流出物；在一第四整合分離裝置中將該第四調節單元分離成一輕調節餾分及該柴油餾分；將該高沸餾分、該輕調節餾分、該輕沸餾分及該輕沸調節餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
參考下列說明及附加的申請專利範圍後，其它態樣及優點將變得顯而易見。
本文中所使用的術語"石化產品"意指包括輕烯烴與二烯烴及C6 -C8 芳香烴之烴類。石化產品因此意指包括乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、戊烯、戊二烯以及苯、甲苯及二甲苯之烴類。至於石化產品之子集，本文中所使用的術語"化學產品"意指乙烯、丙烯、丁二烯、1-丁烯、異丁烯、苯、甲苯及對二甲苯。
加氫處理是一種催化過程，通常在游離氫之存在下進行，當用於處理烴原料時，主要目的是除去該原料中之各種金屬污染物(如，砷)、雜原子(如，硫、氮及氧)及芳香烴。通常，在加氫處理操作中，烴分子的裂解(即，將較大的烴分子破壞成較小的烴分子)是最小程度的。本文中所使用的術語"加氫處理"意指一種精煉過程，其中進料流與氫氣在催化劑之存在下反應，透過還原過程而從該進料流(如，常壓塔底)中除去雜質，如硫、氮、氧及/或金屬(如，鎳或釩)。加氫處理過程實質上可隨著饋至加氫處理器之進料種類而變化。例如，輕質進料(如，石腦油)含有很少種的雜質，而重質進料(如，ATBs)通常具有許多存在原油中之不同的重質化合物。除了具有重質化合物，重質進料中之雜質比輕質進料中的更複雜且難處理。因此，輕質進料之加氫處理通常是在反應嚴苛度較低的條件下進行，而重質進料需要較高的反應壓力及溫度。
加氫裂解意指其中氫化及脫氫作用伴隨烴的裂解/斷裂之過程，如將較重烴轉化成較輕烴，或將芳香烴及/或環烷烴轉化成非環狀支鏈烷烴。
本文中所使用的"調節"及類似術語意指利用加氫裂解及加氫處理中之一者或二者進行烴之轉化。"破壞性氫化"及類似術語意指裂解烴之烴分子鍵及剩餘烴片段之相關氫飽和，其可製造出安定低沸點烴油產品，且可包括加氫裂解及加氫處理二者。
"API比重"意指以ASTM D4052-11測量時，石油原料或產品相對於水之比重。
調節、分餾及蒸氣裂解之整合可達致高效的設備，且在一些實施例中可將大於55%、大於60%、大於65%、大於70%、大於75%、大於80%或大於85%的全原油轉化成石化產品。在其它實施例中，調節、分餾及蒸氣裂解之整合可達致高效的設備，且在一些實施例中可將大於55%、大於60%、大於65%、大於70%、大於75%、大於80%或大於85%的全原油轉化成化學產品。本文之實施例因此可提供一種系統及製程，其可用於將進料(包括甚至最重、最不想要的殘渣組份)調節成可蒸發並進入蒸氣裂解爐之輻射段之組份，大幅地改善先前製程之低石化轉化率。
本文之實施例有關於採用原油及/或低價值重烴作為進料並生產石化產品如輕烯烴(乙烯、丙烯、丁二烯及/或丁烯)及芳香烴之製程及系統。更具體地，本文之實施例涉及通過熱裂解一預調節的原油或凝結油來製造烯烴及芳香烴之方法及系統。本文之製程可調節全原油及天然凝結油之殘渣餾分，以產生可用作蒸氣裂解爐原料之原料。
可在本文所揭示的實施例中使用之烴混合物，可包括各種具有一沸程之烴混合物，在此該混合物之端沸點可大於500℃，如大於525℃、550°C℃或575℃。高沸烴，如沸點超過550°C之烴的數量，可少如0.1重量%、1重量%或2重量%，但可高如10重量%、25重量%、50重量%或更高。此說明是針對原油如全原油作解釋，但可使用任一種高沸端點烴混合物。然而，本文所揭示的製程可應用於原油、凝結油及具寬沸曲線及端沸點高於500℃之烴類。此烴混合物可包括全原油、粗餾原油(virgin crudes)、加氫處理原油、製氣油、真空製氣油、取暖用油、噴射機燃油、柴油、煤油、汽油、合成石腦油、萃餘物重組油、費托氏液體(Fischer-Tropsch liquids)、費托氏氣體、天然汽油、分餾油、粗餾石腦油、天然氣凝結油、常壓管餾底部物、包括底部物之真空管餾流、寬沸程石腦油至製氣油凝結油、從精煉廠來的重非粗餾烴流、真空製氣油、重製氣油、常壓殘渣、加氫裂解蠟及費托氏蠟等等。在一些實施例中，該烴混合物可包括沸程從石腦油範圍或更輕至真空製氣油範圍或更重之烴類。
當該烴混合物之端沸點高時，如超過550℃，該烴混合物無法直接在蒸氣熱解反應器中處理成烯烴。在反應器中此等重烴的存在會導致焦炭的形成，其中結焦可能發生在一或多個對流區預熱爐管或過熱爐管中、輻射爐管中或輸送管線交換器中，且此結焦可能會很快發生，如數小時內。全原油在商業上通常不是透過裂解，因為不符合經濟效益。通常是進行分餾，然後僅使用特定的截餾物於蒸氣熱解加熱器中生產烯烴。剩餘物用於其它製程。裂解反應透過自由基機制進行。因此，在高溫下裂解時可達到高乙烯產率。較輕質的進料，像是丁烷及戊烷，需要高反應器溫度來獲得高烯烴產率。重質進料，像是製氣油及真空製氣油(VGO)，需要較低的溫度。原油含有從丁烷至VGO及殘渣(沸點超過550℃之材料)之化合物分佈。在沒有分離之情況下於高溫下處理全原油會產生高焦炭(在高嚴苛度下裂解烴類的副產物)產率而塞住蒸氣熱解反應器。蒸氣熱解反應器必須周期關閉，利用蒸氣/空氣除焦進行清潔。生產烯烴時，二個清潔周期之間的時間稱作運行長度。當全原油在沒有分離之情況下裂解時，焦炭可能會沈積在對流段爐管(用於蒸發流體)中、輻射段(烯烴生產反應發生的地方)中及/或輸送管線交換器(通過冷卻使反應快速停止以保留烯烴產率的地方)中。
根據本文實施例之用於轉化一全原油作為進料及生產石化產品及低硫燃油之製程及系統，可包括一進料製備段、一原油調節段、一任擇的芳香烴複合裝置及一蒸氣裂解爐。該進料製備段可包括例如一脫鹽設備。將原油調節及處理，使能夠將可裂解的進料送至蒸氣裂解爐裝置中，以最大化該化學產品之產率，同時維持一個合理的熔爐除焦頻率。該原油調節段之另一目的是達到最大的轉化，如將瀝青烯完全或基本上完全(95%+)轉化成較低沸點組份，其可提高化學產品之產率，同時減少重多核芳香烴(HPNAs)的形成。
根據本文實施例之製程因此可將原油中較重的餾分轉化成高價值石化產品，且可使送至燃油池之烴類的數量最少，其大幅地增加利潤。所產生的小燃油池亦可被升級成符合IMO 2020之低硫燃油，進一步增加產品的價值。
如上所述，如果將原油中之高沸化合物送至蒸氣裂解爐，則由於其等有形成焦炭之傾向(主要是因為其等之高瀝青烯含量)，可能引起嚴重的操作問題。因此，通常會先移除高沸化合物，然後將較輕的餾分送至不同的石化產品單元，如蒸氣裂解爐及芳香烴複合裝置。該移除製程會增加總製程之資金成本及降低獲利，因為移除的高沸化合物僅可作為低價值燃油販售。此外，迄今為止，在不會大量形成對製程下游的蒸氣裂解爐有害的HPNAs之情況下轉化真空殘渣一直是個挑戰。
根據本文實施例之用於轉化全原油及重烴之系統及製程的配置，可有效地處理殘油轉化，同時最大化化學產品之轉化及保持蒸氣裂解爐中低的結焦傾向。此可通過在該原油調節製程中使用一或多個整合分離裝置(ISD)及/或一溶劑脫瀝青單元而達成。
根據本揭示之實施例之製程目標是將大部分的原油轉化成可用於蒸氣裂解爐之原料。根據本文之實施例之有效的殘油轉化可最大化化學產品的轉化率及維持較低的結焦傾向。此可通過在整個製程配置中整合一或二個下列製程而達成：(1)於該原油調節製程中增加一加氫裂解反應器，使高沸化合物能夠轉化成沸點低於540℃之化合物；及/或(2)增加溶劑脫瀝青單元，以便從該原油之該重餾分中除去瀝青烯，其反過來提高該固定床加氫處理反應器中之催化劑的夀命周期，及降低該蒸氣裂解爐中焦炭的形成。此使其能夠送全部或基本上全部經處理的原油進入該蒸氣裂解爐中、減少低價值燃料之總製程產率及增加高價值烯烴、二烯烴及苯、甲苯及二甲苯(BTX)之產率。
各種餾分，如低沸餾分(160℃-餾分)及高沸餾分(160℃+餾分)，或如低、中及高沸餾分(例如，160℃-餾分、160-490℃餾分、490℃+餾分)之分離，可能提高本文所揭示之製程及系統的投資效率及操作成本。雖然在本文之許多實施例中提到三個餾分，但本案發明人認為一般具有少量高沸組份之凝結油和具有較大量高沸組份之全原油可以不同方式處理。據此，可對寬沸程石油進料進行一、二、三或更多次個別截餾，然後在最適當的條件下分別處理各個截餾物。
將全原油分離成所欲餾分，可使用一或多種分離器進行(蒸餾管、驟沸桶等等)。在一些實施例中，石油進料之分離，可在整合分離裝置(ISD)中進行，如US20130197283中所揭示的，其在此併入本案以為參考。在該ISD方面，低沸餾分之起始分離係在基於離心及與氣旋作用之組合的ISD中進行，將所欲的蒸氣餾分與液體分離。之後可使用其它的分離步驟，將一中沸餾分與高沸組份分離。
通常，沸點高於490℃之烴組份含有瀝青烯及殘餘碳數(Conradson Carbon Residue)，因此需適當的處理，如下文所述。雖然實施例描述包括低於約90℃-250℃之餾分如160℃-餾分，及高於約400℃-560℃之餾分如490℃+餾分，應注意實際的截餾點可視待處理的全原油或其它重餾分的種類而改變。例如，對於含有低金屬或氮含量，或大量在例如高達525℃、540℃或565℃溫度下沸騰之"易於處理的"組份之原油，有可能增加中/高截餾點，同時仍可達到本文實施例之益處。相似地，在一些實施例中，低/中截餾點可高如220℃，或在其它實施例中高如250℃。此外，已發現，在用於調節該中餾分烴類(中截餾物)之反應器如固定床調節反應器的尺寸及操作方面，約160℃之低/中截餾點可提供益處。又更進一步，針對一些進料如凝結油，低/中截餾點可能高如565℃。改變截餾點的能力，可增加根據本文實施例之製程方案的靈活性，使能夠處理各式各樣的進料，同時仍能生產所欲的產品混合物。
據此，在一些實施例中，該輕截餾物可包括具有沸點最高約90℃(如，90℃-餾分)、最高約100℃、最高約110℃、最高約120℃、最高約130℃、最高約140℃、最高約150℃、最高約160℃、最高約170℃、最高約180℃、最高約190℃、最高約200℃、最高約210℃、最高約220℃、最高約230℃、最高約240℃、最高約250℃(如，250℃-餾分)、最高約300℃、最高約350℃、最高約400℃、最高約500℃或最高約565℃之烴類。本文之實施例亦考慮包括具有沸點最高為前述範圍之中間溫度的烴類之輕截餾物。
取決於所使用的分餾機制，輕烴"截餾物"可為相對乾淨的，意指該輕餾分可能沒有任何大量的(本文使用＞1重量%)沸點高於預期目標沸騰溫度之化合物。例如，160℃-截餾物可能沒有任何大量的(即，＞1重量%)沸點高於160℃之烴化合物。在其它實施例中，以上所提及之預期目標"截餾"溫度可為95%沸點溫度，或在其它實施例中為85%沸點溫度，如可使用ASTM D86或ASTM D2887，或根據ASTM D2892之真沸點蒸餾(TBP)分析法及針對重質流(如沸點高於約400℃)之ASTM D7169測量。在此實施例中，可有最高5重量%或最高15重量%的化合物高於該指定"截餾"點溫度。對許多全原油而言，低/中截餾點可以使得輕沸餾分具有95%之沸點溫度在約90℃至約250℃之範圍內。然而對於其它進料，如凝結油，輕沸餾分可能具有95%之沸點溫度在例如約500℃至約565℃之範圍內。
在一些實施例中，該中截餾物可包括具有沸點從輕截餾物上溫度之下限(如，90℃、100℃、110℃、120℃、130℃、140℃、150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃、250℃、300℃、350℃或400°C)至具有沸點最高約350℃、最高約375℃、最高約400℃、最高約410℃、最高約420℃、最高約430℃、最高約440℃、最高約450℃、最高約460℃、最高約480℃、最高約490℃、最高約500℃、最高約520℃、最高約540℃、最高約560°C或最高約580℃之烴的上限之烴類。如本文中所使用的，例如，具有下限160℃及上限490℃之中截餾物可稱為160℃至490℃截餾物或餾分。本文之實施例亦考慮包含具有沸點從及/或最高至前述範圍之中間溫度的烴類之中截餾物。
取決於分餾機制，中截餾物之烴"截餾物"可為相對乾淨的，意指該中截餾物可能沒有任何大量的(＞1重量%)沸點低於該預期目標沸騰溫度限度之化合物及/或沒有任何大量的(＞1重量%)沸點高於該預期目標沸騰溫度限度之化合物。例如，160℃至490℃截餾物可能沒有任何大量的沸點低於160℃或高於490℃之烴化合物。在其它實施例中，以上所述之預期目標"截餾"溫度可為5重量%或15重量%沸點溫度在該下限及/或95%或85%沸點溫度在該上限，如可使用ASTM D86或ASTM D2887，或根據ASTM D2892之真沸點蒸餾(TBP)分析法及針對重質流(如沸點高於約400℃)之ASTM D7169測量。在此實施例中，可有最高5重量%或最高15重量%的化合物分別高於及/或低於該"截餾"點溫度。
在一些實施例中，該重截餾物可包括具有沸點高於約350℃、高於約375℃、高於約400℃(如，400℃+餾分)、高於約420℃、高於約440℃、高於約460℃、高於約480℃、高於約490℃、高於約500℃、高於約510℃、高於約520℃、高於約530℃、高於約540℃、高於約560℃、高於約580℃、高於約590℃、高於約600℃(如，600℃+餾分)或高於約700℃之烴類。本文之實施例亦考慮包含具有沸點高於前述溫度之中間溫度的烴類之重截餾物。
取決於分餾機制，重烴"截餾物"可為相對地乾淨的，意指該重餾分可能沒有任何大量的(＞1重量%)沸點低於該預期目標沸騰溫度之化合物。例如，490℃+截餾物可能沒有大量的沸點低於490℃之烴化合物。在其它實施例中，上述的預期目標"截餾"溫度可為95%沸點溫度，或在其它實施例中，85%沸點溫度，如可使用ASTM D86或ASTM D2887，或根據ASTM D2892之真沸點蒸餾(TBP)分析法及針對重質流(如沸點高於約400℃)之ASTM D7169測量。在此實施例中，可有最高5重量%或最高15重量%的化合物分別低於該"截餾"點溫度。
雖然提供給下列範例的是有限的溫度範圍，但可以設想到上述之任一溫度範圍均可用於本文所述的製程。此外，關於截餾點，該等在以下範例中所提及的如上所述可為乾淨的，或針對下限指的是5%或15%沸點溫度，或針對上限指的是85%或95%沸點溫度。
分餾後，該輕截餾物，如160℃-截餾物，可在有或無進一步處理之情況下饋至該系統之蒸氣裂解爐段。饋至該蒸氣裂解爐段之輕截餾物可包括例如輕石腦油及較輕烴，及在一些實施例中可包括重石腦油沸程烴。
該中範圍烴截餾物可使用一或多個固定床反應器進行調節，諸如加氫處理及/或加氫裂解反應器，其各可對該中截餾物中之烴類進行破壞性氫化。該調節反應器可包括用於脫金屬、脫硫、脫氮之催化劑，及在此等反應器中之調節可整體於該烴組份中加氫，使其等易於下游的處理以生產石化產品。該中截餾物調節區中之固定床催化系統，可含有例如脫金屬、破壞性氫化及中孔洞沸石加氫裂解催化劑之不同的層，以便將該重質材料之轉化最佳化至在適合烯烴生產之高石蠟流與適合芳香烴生產之芳香烴富集流之間達到一個平衡。
在一些實施例中，需要進一步將該中截餾物分離成低-中截餾物及高-中截餾物。例如，可將具有沸程從160℃至490℃之中截餾物分成具有沸程從約160℃至約325℃之低-中截餾物，及具有沸程從約325℃至約490℃之高-中截餾物。因此可將該調節組配置成更能選擇性地將各別的低及高中截餾物中之烴組分轉化成所欲的調節流出物，其中各組可依據下列配置：適合對其中的烴進行破壞性氫化之優選催化劑、針對預期進料體積之反應器尺寸及催化劑夀命，以及為能達到理想程度的轉化成含石腦油範圍之蒸氣裂解爐原料的操作條件。相似地，亦可考慮將該中截餾物分成三或更多個子截餾物。
在重組份調節單元及該任擇的溶劑脫瀝青單元中處理重烴如490℃+烴，可提高低價值流轉化成高價值產品。當有使用該溶劑脫瀝青單元時，其可提供進一步益處，如配合調節反應器與蒸氣裂解爐之運行時間之能力，以及提供處理較廣範圍的進料及不同原油之能力，使得操作人員能夠調整該製程。所產生的溶劑脫瀝青油之後可經過進一步處理，調節該脫瀝青油供用於蒸氣裂解爐系統。此外，間歇分離NH3 及H2 S可提高加氫處理催化劑之夀命。
該原油調節段設計成可達到四個(4)目標。第一，該原油調節段可用於增加原油中石蠟及石腦油之濃度。第二，該調節段可減少原油中多核芳香烴(PNAs)之濃度。第三，該調節段可將原油之最終沸點(FBP)降至低於540℃。第四，該調節段可使原油中的真空殘渣餾分減至最少。
本文之實施例，當調節該中及/或重(脫瀝青油)餾分時，目標是例如轉化較重烴以形成比柴油輕的烴類。因此該加氫處理與加氫裂解催化劑以及操作條件可因此以將各別餾分中之烴轉化成主要是(＞50重量%)石腦油範圍的烴為目標，進行選擇。在該調節段中，使用以較輕烴產物為目標之催化劑及操作條件，可提高蒸氣裂解爐之操作性及化學產品之產率。
在一些實施例中，該重截餾物如490°C+截餾物之調節，可達致至少70重量%沸點超過565℃之化合物轉化成較輕沸化合物。其它實施例可達致大於75重量%、大於80重量%或大於85重量%沸點超過565℃之化合物轉化成較輕沸化合物。
在一些實施例中，該中截餾物如160℃至490℃之調節，可達致其中大於50重量%的烴轉化成石腦油範圍烴。在其它實施例中，該中截餾物之調節，可達致其中大於55重量%、大於60重量%或大於65重量%或大於70重量%的烴轉化成石腦油範圍烴。
在一些實施例中，該中截餾物及該重截餾物之集體調節，可達致其中總體大於50重量%的烴轉化成石腦油範圍烴。在其它實施中，該中截餾物及該重截餾物之調節，可達致其中大於55重量%、大於60重量%或大於65重量%的烴轉化成石腦油範圍烴。
此起始分離以及調節之結果，在一些實施例中，蒸氣裂解爐之進料可直接饋入該蒸氣裂解爐中，無需進一步處理。在一些實施例中，在分離過後，具有優選特性(包括沸點、API、BMCI、氫含量、氮含量、硫含量、黏度、MCRT或總金屬含量中之一或多個)的輕截餾物可直接饋入該蒸氣裂解爐中。根據本文之實施例，從該中截餾物調節而得之流出物亦可直接饋入蒸氣裂解爐中。相同的，在一些實施例中，從該重截餾物調節而得之流出物亦可直接饋入蒸氣裂解爐中。
本文中所述的各別餾分之調節，使得蒸氣裂解爐即使處理多個不同沸點範圍之進料時仍可長時間運行。在一些實施例中，該蒸氣裂解爐能夠不間斷運行至少三年的時間；在其它實施例中至少四年；及在又其它實施例中至少五年。
此外，可將起始烴截餾點、反應器尺寸、催化劑等等，調整或配置成使得蒸氣裂解爐操作與調節製程之運行時間一致。例如，在圖1之配置中，進一步於下文中描述，可對一全原油進行調節，之後對該調節原油進行蒸氣裂解。可將催化劑、反應器尺寸及條件配置成使得該調節單元之運行時間與蒸氣裂解爐之運行時間一致。催化劑體積、催化劑類型及反應嚴苛度全部均可起決定調節單元運行時間之作用。此外，原油中較重烴之調節程度，可能會影響熱蒸氣裂解爐中之焦化。為使工廠正常運行時間最大化，本文之實施例考慮整體系統之設計及配置，使得對於給定的原料或各種預期的原料，調節系統具有與蒸氣裂解爐相似的預期運行時間。此外，本文之實施例考慮根據待處理的原料來調整調節段及/或蒸氣裂解爐中之反應條件(截餾點、T、P、空間速度等等)，使得調節段及蒸氣裂解爐之運行時間相似或一致。
運行時間一致可達到最短的停機時間，像是調節反應器中催化劑的轉換與蒸氣裂解爐的除焦同時進行。在該調節系統包括多個反應器或反應器種類之情況下，運行時間的一致可取決於預期的蒸氣裂解爐之性能。此外，例如在加氫處理器具有明顯比該調節段中之加氫裂解爐長的運行時間之情況下，可使用併聯加氫裂解反應器組及/或旁路處理，使得該調節及蒸氣裂解單元之總運行時間可以一致。
旁路處理可包括，例如，在平常處理較輕質原料之反應器中暫時處理490℃+截餾物。該較重質原料預期具有較嚴苛的條件及較短的催化劑夀命，因此在重質原料催化劑更換期間，於中範圍烴調節反應器中暫時處理該重質原料，可容許在不需關機之情況下連續地將全原油饋至蒸氣裂解爐中，同時更換該重質原料調節反應器之催化劑。在為一致運行時間設計總系統時，該中範圍調節反應器之配置亦可考慮預期的旁路處理。
下文是本文所揭示之用於生產烯烴及/或芳香烴之簡要說明。各種配置之詳細的流程圖塊進一步於下文中參考圖1-3描述。
在一些實施例中，根據本文實施例將整體熱原油轉化成化學產品之配置，一開始可使用一整合分離裝置分離該寬沸程烴原料，以產生一輕餾分如160℃-餾分、一中沸餾分如160-490℃餾分及一重餾分如490℃+餾分。該中沸餾分之後可在設有一加氫處理催化劑系統之一固定床反應器系統中調節。該重餾分，任擇地與蒸氣裂解爐產生的熱解油，可一起在一殘渣加氫裂解單元如LC-FINING或LC-SLURRY製程中調節。之後所產生的調節重質流可被分離形成一輕調節餾分如490℃-餾分及一重調節餾分如490℃+餾分。該殘渣加氫處理產物中之490℃-餾分之後可與該中沸餾分進一步在一固定床反應器系統中調節。之後所產生的調節原油餾分可被饋至具有各種嚴苛度(針對各別餾分優選的裂解溫度)之蒸氣裂解爐中進行蒸氣裂解。來自該殘油升級製程之未轉化餾分可進一步進行加氫處理，以產生超低硫燃油(ULSFO)。
在其它實施例中，根據本文實施例將整體熱原油轉化成化學產品之配置，一開始可使用一整合分離裝置分離該寬沸程烴原料，以產生一輕餾分如160℃-餾分、一中沸餾分如160-490℃餾分及一重餾分如490℃+餾分。該中沸餾分之後可在設有一加氫處理催化劑系統之一固定床反應器系統中調節。該重餾分可在一殘渣加氫裂解單元如LC-FINING或LC-SLURRY製程中調節。之後所產生的調節重質流可被分離形成一輕調節餾分如490℃-餾分及一重調節餾分如490℃+餾分。之後該殘渣加氫處理產物中之490℃-餾分可被饋入一溶劑脫瀝青單元中，以便使瀝青與一脫瀝青油餾分分離。該脫瀝青油及來自蒸氣裂解爐之熱解油可在一殘渣加氫裂解單元如LC-FINING或LC-SLURRY製程中調節。來自該第一及第二階段殘渣加氫裂解單元各個之輕調節餾分，可與該中沸餾分一起進一步在一固定床反應器系統中調節。之後所產生的調節原油餾分可被饋入具有各種嚴苛度(針對各別餾分優選的裂解溫度)之蒸氣裂解爐中進行蒸氣裂解。
在又其它實施例中，根據本文實施例將整體熱原油轉化成化學產品之配置，一開始可使用一整合分離裝置分離該寬沸程烴原料，以產生一輕餾分如160℃-餾分、一中沸餾分如160-490℃餾分及一重餾分如490℃+餾分。該中沸餾分之後可在設有一加氫處理催化劑系統之一固定床反應器系統中調節。該重餾分，任擇地與來自蒸氣裂解爐之熱解油，可一起在一殘渣加氫裂解單元如LC-FINING或LC-SLURRY製程中調節。之後所產生的調節重質流可被分離形成一輕調節餾分如490℃-餾分及一重調節餾分如490℃+餾分。該調節中沸餾分亦可經過分離而除去氨及/或硫化氫，然後可使用如一整合分離裝置將其分離成二或多個餾分，包括一輕餾分如160℃-餾分、一中餾分如160℃至360℃餾分及一未轉化油(UCO)餾分。之後該殘渣加氫處理產物中之490℃-餾分(調節重餾分)及該中沸餾分(來自中沸程調節之160℃至360℃餾分)可被饋入一第三固定床調節單元中，以進一步調節該中及重範圍烴供蒸氣裂解用。所產生的流出物亦可被分離成輕質及重質部分如160℃-餾分及一160℃+餾分，在此該重質部分可被送回該第三固定床調節單元中，以進一步形成適合熱裂解之石腦油範圍烴。在該第三固定床調節單元中，該流可經過反應而降低其中之烴的芳香烴含量。來自該第一及第三階段調節單元各個之該輕調節餾分與該直餾輕餾分及UCO 一起饋入具有各種嚴苛度(針對各別餾分優選的裂解溫度)之蒸氣裂解爐中進行蒸氣裂解。來自該殘油升級製程之未轉化餾分可進一步進行加氫處理，以產生超低硫燃油(ULSFO)。
現在參考圖1，其描述根據本文實施例之用於轉化全原油及重烴之系統的簡化製程流程圖。
一寬沸程重烴進料，如脫鹽原油1，可饋入一分離系統3中。分離系統3可為如上所述之整合分離裝置(ISD)且包括例如分離及熱的整合。在分離系統3中，脫鹽原油1可被分成三個餾分，包括(a)一輕餾分，如160℃-餾分5，其不需要任何調節即可用作蒸氣裂解爐段7之進料；(b)一中範圍餾分，如160℃至490℃餾分9；及(c)一重餾分，如490℃+餾分11。亦可用其它截餾點將所欲餾分及其中的烴送至所欲的單元進行調節及/或裂解。蒸氣裂解爐段7可用於熱裂解該160℃-餾分及其它下文所述的進料，以形成化學產品13，如乙烯、丙烯及丁烯，其可集體回收或作為個別流，以及一較高沸點熱解油餾分15。
可將該490℃+餾分11及熱解油餾分15饋入一第一調節系統17中，其可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器，以至少部分地轉化該490℃+餾分及該熱解油，產生一調節烴流19。例如，該490℃+流可在一殘渣加氫裂解反應器系統17中處理，其可包括一或多個反應器，如使用一沸騰床擠出物催化劑或漿狀催化劑，使其中的烴轉化成490℃-沸點化合物。之後可將流19饋入一第二分離系統21中，如一第二ISD，其可使流19中之較輕調節烴與不適合在蒸氣裂解爐中處理之較重烴如殘油餾分分離。透過流線23，可從分離系統21中回收該殘油餾分，並在一整合加氫處理器25，如一固定床加氫脫硫單元中升級，以形成一超低硫燃油(ULSFO)流27。分離系統21亦可提供一輕餾分29，如具有端沸點在約160℃至約490℃範圍內之烴餾分，其中重質流23可具有對應的起始沸點，如490℃+烴。
中沸餾分9及輕餾分29可被饋入一第二調節段31中，以產生適合於蒸氣裂解段7中處理產生化學產品流13 (如乙烯、丙烯及丁烯等等)以及如上所述之一較高沸熱解油餾分15的高度石蠟流33。第一調節段17及第二調節段31可為相同或不同的且可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器。
在一些實施例中，調節反應器17、31可包括加氫處理催化劑(第一階段調節)及/或加氫裂解催化劑(第二階段調節)。此外，在其它實施例中，該第一階段調節可包括一反應區，其含有一殘渣脫硫催化劑。該加氫處理及/或加氫裂解反應器可包括用於去除金屬、氮之催化劑，及在此等反應器中之加氫處理可整體上向待調節之烴組份加氫，使其等易於下游之處理以產生化學產品。該調節區中之固定床催化劑系統可例如含有脫金屬、加氫處理及中孔洞沸石加氫裂解催化劑之不同的層，以便將該重質材料之轉化最佳化至在適合烯烴生產之高度石蠟流與適合芳香烴生產之芳香烴富集流之間達到一個平衡。
在一些實施例中，可將該490℃+餾分11饋入一殘渣加氫裂解爐17中。在該殘渣加氫裂解爐中處理490℃+餾分可提高低價值流成為高價值產物之轉化率。殘油加氫裂解可在一固定床殘渣加氫裂解爐，一種沸騰床反應器，如可得自Lummus Technology之LC-FINING或LC-MAX反應器系統以及可得自Chevron Lummus Global之LC-SLURRY反應器中進行。
流29中之額外的490℃-材料可在一固定床加氫處理反應器中處理，其可為與用於調節該中截餾物9相同的反應器， 或在一些實施例中，可為分開的固定床加氫處理反應器，其含有定制成可有效地調節從殘渣加氫裂解接收到的一次轉化烴之催化劑。從加氫處理160-490℃流9及加氫處理490℃-殘油加氫裂解爐流出物29而來之反應產物33，之後可在一固定床加氫裂解反應器中處理，產生一原料33，其適合在蒸氣裂解段7中處理而轉化成輕烯烴及其它有價值化學產品。
現在參考圖2，其描述根據本文實施例之用於轉化全原油及重烴之系統的簡化製程流程圖，其中相同的編號代表相同的部分。在此實施例中，該脫鹽全原油1的處理與以上圖1所述的相同，其被分離形成一輕餾分5、一中截餾物9及一重餾分11。在此實施例中，重餾分11被饋入一第一階段殘渣加氫裂解系統17A中，而熱解油流15被饋入一第二階段殘渣加氫裂解系統17B中，用於與從溶劑脫瀝青系統37中回收的脫瀝青油一起處理。
一寬沸程烴進料，如脫鹽原油1，可饋入一分離系統3中。分離系統3可為如上所述之整合分離裝置(ISD)。在分離系統3中，脫鹽原油1可被分成三個餾分，包括(a)輕餾分，如160℃-餾分5，其不需要任何調節即可用作蒸氣裂解爐段7之進料；(b)中範圍餾分，如160至490℃餾分9；及(c)重餾分，如490℃+餾分11。亦可用其它截餾點將所欲餾分及其中的烴送至所欲的單元進行調節及/或裂解。蒸氣裂解段7可用於熱裂解該160℃-餾分以及其它以下所述之進料，以形成化學產品13，如乙烯、丙烯及丁烯，其可集體回收或為個別流，以及一較高沸點熱解油餾分15。
該490℃+餾分11可被饋至一第一調節系統17A中，其可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器，以便至少部分地轉化該490℃+餾分以產生一調節烴流19A。例如，該490℃+餾分可在包括一或多個反應器(如使用沸騰床擠出物或漿狀催化劑)之殘渣加氫裂解反應器系統17中處理，使其中的烴轉化成490℃-沸點化合物。
熱解油餾分15可被饋入一第二調節系統17B (其可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器)中，以至少部分地轉化該熱解油餾分，以產生一調節烴流19B。例如，該熱解油流可在包括一或多個反應器(如使用沸騰床擠出物催化劑或漿狀催化劑)之一殘渣加氫裂解反應器系統17B中處理，使其中的烴轉化成490℃-沸點化合物。
流19A及19B之後可被饋入一第二分離系統21中，如一第二ISD，其可將流19A及19B中之較輕調節烴，與不適合在蒸氣裂解爐中處理的較重烴(如殘油餾分)分開。透過流線23可從分離系統21中回收該殘油餾分並將其饋入一溶劑脫瀝青單元37中。在脫瀝青單元37中，該殘油餾分23可經處理而回收一脫瀝青油39及一瀝青餾分41。在一些實施例中，可將瀝青餾分41饋入一整合加氫處理器(未示出)中，如一固定床加氫脫硫單元，以形成一超低硫燃油(ULSFO)流。脫瀝青油餾分39可被饋入第二階段殘油加氫裂解反應器系統17B中，用於與該熱解油一起轉化形成額外的可升級的烴。
分離系統21亦可提供一輕餾分29，如具有端沸點在約160℃至約490℃範圍內之烴餾分，其中重質流23可具有對應的起始沸點，如490℃+烴。中沸餾分9及輕餾分29可被饋入一第二調節段31中，以產生適合於蒸氣裂解段7中處理產生化學產品流23 (如上所述之乙烯、丙烯及丁烯等等)以及一較高沸熱解油餾分15之一高度石蠟油流33。第一調節段17及第二調節段31可為相同或不同的，且可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器。
在一些實施例中，調節反應器17A、17B、31可包括加氫處理催化劑(第一階段調節)及/或加氫裂解催化劑(第二階段調節)。此外，在一些實施例中，該第一階段調節可包括含有一殘渣脫硫催化劑之一反應區。該加氫處理及/或加氫裂解反應器可包括用於移除金屬、移除氮之催化劑，及此等反應器中之加氫處理可整體上於待調節之烴組份中加氫，使其等易於下游用於產生化學產品的處理。該調節區中之固定床催化劑系統可含有例如脫金屬、加氫處理及中孔洞沸石加氫裂解催化劑之不同的層，以便將該重質材料之轉化最佳化至在適合烯烴生產之高度石蠟流與適合芳香烴生產之芳香烴富集流之間達到一個平衡。
在一些實施例中，該490℃+餾分11可被饋入一殘渣加氫裂解爐17中。在該殘渣加氫裂解爐中進行490°C+烴之調節，可提高低價值流成為高價值產品之轉化。殘油加氫裂解可在例如固定床殘渣加氫裂解爐，一種沸騰床反應器，如可從Lummus Technology獲得之LC-FINING或LC-MAX反應器系統以及可從Chevron Lummus Global獲得之LC-SLURRY反應器中進行。
流29中之額外的490℃-材料可在與用於調節中截餾物9之反應器相同的固定床加氫處理反應器中處理，或在一些實施例中，可在含有定制成可有效地調節從該殘渣加氫裂解接收到的一次轉化烴之催化劑分開的固定床加氫處理反應器中處理。來自加氫處理160-490℃流9及加氫處理490℃-殘油加氫裂解爐流出物29之反應產物33，之後可在一固定床加氫裂解反應器中處理，產生適合在蒸氣裂解爐段7中處理而轉化成輕烯烴及其它有價值的化學產品之原料33。
現在參考圖3，其描述根據本文實施例之用於轉化全原油及重烴之系統的簡化製程流程圖。一寬沸程烴進料，如脫鹽原油1，可饋入一分離系統3中。與圖1及2中之實施例的處理相似，分離系統3可為如上所述之整合分離系統(ISD)，其中該脫鹽原油1可被分成三個餾分，包括(a)輕餾分，如160℃-餾分5，其不需要任何調節即可用作蒸氣裂解爐段7之進料；(b)中範圍餾分，如160至490℃餾分9；及(c)重餾分，如490℃+餾分11。亦可用其它截餾點將所欲餾分及其中的烴送至所欲的單元進行調節及/或裂解。蒸氣裂解段7可用於熱裂解該160℃-餾分以及下文所述之其它進料，以形成化學產品13，如乙烯、丙烯及丁烯，其可集體回收或為個別流，以及一較高沸點熱解油餾分15。
該490℃+餾分11及該熱解油餾分15可被饋至一第一調節系統17中，其可包括一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應器，以便至少部分地轉化該490℃+餾分及該熱解油以產生一調節烴流19。例如，該490℃+流可在包括一或多個反應器(如使用沸騰床擠出物催化劑或漿狀催化劑)之殘渣加氫裂解反應器系統17中處理，使其中的烴轉化成490℃-沸點化合物。流19之後可被饋入一第二分離系統21中，如一第二ISD，其可將流19中之較輕調節烴與不適合在蒸氣裂解爐中處理的較重烴(如殘油餾分)分開。透過流線23可從該分離系統21回收該殘油餾分，且可在一整合加氫裂解爐25 (如固定床加氫脫硫單元)中升級，以形成一超低硫燃油(ULSFO)流27。分離系統21亦可提供一輕餾分29，如具有端沸點在約160℃至約490℃範圍內之烴餾分，在此重質流23可具有對應的起始沸點，如490℃+烴。
中沸餾分9可被饋入一固定床調節系統45中，以產生一高度石蠟流47，其含有適合於蒸氣裂解段7中處理產生額外的化學產品13之烴。轉化後，從反應區45而來之流出物可經過一或多個中間分離階段49，其可用於從該流出物中分離出氨及/或硫化氫51。該流出物中之烴之後可透過流線53向前送至一整合分離裝置55。
分離系統55可用於將升級的中範圍烴分成三個餾分，包括：(a)輕餾分，如160℃-餾分57，其不需任何進一步的調節即可用作為蒸氣裂解段7之進料；(b)中範圍餾分，如160℃至360℃餾分59；及(c)重餾分，如360℃+餾分61，其可包括來自中範圍餾分9之未轉化烴。亦可使用其它截餾點來將所欲的餾分及其中的烴送至所欲的單元以進行調節及/或裂解。
輕餾分29及未轉化油餾分61可被饋至一第二調節段63中，以產生一含高度石蠟烴流65，其包括適合於蒸氣裂解段7處理之烴，供用於產生可透過流線13回收之額外的化學產品如乙烯、丙烯及丁烯等等，以及一較高沸熱解油餾分15，如上所述。
在第二調節段63後，流出物65可被饋入另一分離系統67中，如ISD，用於將升級烴分離成至少二個餾分，包括(a)輕餾分，如160℃-餾分69，其不需要任何進一步的調節即可用作為蒸氣裂解段7之進料；及(b)重餾分，如160℃+餾分71，其可包括來自餾分29、61之未轉化烴。亦可使用其它截餾點來將所欲的餾分及其中的經送至所欲的單元以進行調節及/或裂解。
在一些實施例中，調節反應器17、45、63可包括加氫處理催化劑(第一階段調節)及/或加氫裂解催化劑(第二階段調節)。此外，在一些實施例中，該第一階段調節可包括含有一殘渣脫硫催化劑之反應器區。該加氫處理及/或加氫裂解反應器可包括用於脫金屬、脫硫、脫氮之催化劑，及在此等反應器中之加氫處理可整體上於待調節之烴組份中加氫，使其等易於下游用於產生化學產品的處理。該調節區中之固定床催化系統可含有例如脫金屬、加氫處理及中孔洞沸石加氫裂解催化劑之不同的層，以便將該重質材料之轉化最佳化至在適合烯烴生產之高度石蠟流與適合芳香烴生產之芳香烴富集流之間達到一個平衡。
在一些實施例中，該490℃+餾分11可被饋入一殘渣加氫裂解爐17中。在該殘渣加氫裂解爐中處理490℃+餾分，可提高低價值流成為高價值產物之轉化率。殘油加氫裂解可在一固定床殘渣加氫裂解爐，一種沸騰床反應器，如可得自Lummus Technology之LC-FINING或LC-MAX反應器系統以及可得自Chevron Lummus Global之LC-SLURRY反應器中進行。
如上圖1中所述，該固定床調節系統可用於調節與160-490℃中截餾物流9分開的490℃+餾分11，而該第二固定床調節系統32可用於調節一結合的160-490℃中截餾物及一部分調節及分離的490℃+餾分29，其可具有相似的沸程160-490℃。在一些實施例中，流9、29可在調節系統31中之相同或相似的加氫處理及/或加氫裂解反應器中處理。然而，已發現，由於各種原油之進料化合物之本質，於單一反應組中處理可能導致一物流，其中之分子含有比在相同沸程內之直餾阿拉伯輕質或阿拉伯超輕質原油中之分子包含更多的芳香烴環。結果，需要更嚴苛的加氫處理條件才足夠飽和該分子，此對加氫處理催化劑之夀命及/或資本投資具有負面影響。假如使部分調節餾分29與直餾160-490℃餾分9一起在第一調節系統31中處理，則單一加氫處理組之整備時間可能會不理想的落後，及/或可能需要一備用的加氫處理組，以便在該加氫處理催化劑系統正在進行再生及/或更換之同時，提供一穩定的進料流至該蒸氣裂解段。前述內容亦可應用於其它類型的原油，如脫鹽油、凝結油、生物油、合成原油、緻密油(tight oil)、重烴、重組原油及瀝青衍生油。
為減緩催化劑夀命/整備時間之問題，可將該固定床加氫處理步驟拆開。例如，一第一調節系統31可提供用於處理該直餾160-490℃餾分9，而第二調節系統31可提供用於處理部分調節餾分29。總體而言，該第一調節系統中之反應器可具有比該第二調節系統中之反應器較不頻繁的整備時間，該第二調節系統可具有較頻繁的整備時間以更換催化劑，但可將該直餾160-490℃與該部分調節餾分結合至例如該第一調節系統，所以不需要備用反應器來組維持正常運行時間。因為進料是暫時轉移，對各反應器組之影響將很小，因此調節系統應設計成可加氫處理及/或加氫裂解直餾160-490℃及部分調節餾分二者，如此可減少該第一或第二調節系統各一個之整備期間的停機時間。此外，可將該第一調節系統配置可其整備時間與該蒸氣裂解爐的同步。
如上所述，各種不同的原料可容許提高截餾點，如在一些實施例中將中/高截餾點從490℃提高到545℃。在溶劑脫瀝青系統中之處理可能也是如此，在此較高沸點烴可與脫瀝青油一起回收並饋入加氫處理反應器中，供轉化成適合蒸氣裂解之原料。然而，在溶劑脫瀝青系統中處理高沸點餾分(如，490℃+或545℃+餾分)方面，已發現較低截餾點可能較有利，因為太高的截餾點可能需要使用切削油(cutter oil)來產生該ULSFO。
根據本文之實施例還可處理其它低價值煉油流，以產生最終更高價值的產品。此等流包括下列種類的烴中之某些或全部：(i)輕循環油(LCO)，如從FCC 單元產生的LCO，其可與該160-490℃餾分一起處理；(ii)油漿，如從FCC單元產生的油漿，其可與該490℃+烴一起處理；(iii)瀝青，如從溶劑脫瀝青單元產生的瀝青，其可與該490℃+烴一起在該第一調節系統中處理；及/或(iv)熱解燃油(Pyoil)，如從蒸氣裂解爐產生的熱解燃油，包括從蒸氣裂解爐7而來之熱解燃油流25，該流可與該490℃+烴一起處理。其它具相似沸程之各種烴流亦可在本文所揭示的系統中一起處理以生產石化產品，其中此等流可包括輕石腦油、重石腦油、原油、常壓殘渣、真空殘渣、合成原油及其它含有重烴之烴流。在任一個ISD中，亦可根據不同的原料品質(如，金屬、瀝青稀及CCRs)改變截餾點。在該脫鹽原油具有低污染物之實施例中，起始截餾點可較高(即，高於160℃)，從而降低一或多個調節系統中催化劑的操作負截。或者，在該脫鹽原油具高污染物之實施例中，該起始截餾點可較低(即，低於160℃)，從而透過多個調節系統及一第二ISD進行加氫處理及/或移除不想要的重組份來饋入較多的烴，從而增加饋入蒸氣裂解之石腦油範圍烴的數量。
如上簡述，本文之實施例使能夠在不通過習用精煉步驟之情況下，以商業可行之方式直接將原油裂解成化學產品，形成像乙烯及丙烯之輕烴。額外地，由於頁岩氣變革促使朝向裂解較輕質原料之傾向增加，直接將原油轉化成化學產品可幫助縮小通常作為副產物(丙烯、丁二烯)生產之關鍵結構單元(key building blocks)日益增加的供需差距。
根據本文實施例之處理單元的整合，可提供將全原油如阿拉伯輕原油及阿拉伯超輕原油，連同低價值煉油流如熱解油(PyOil)、油漿及輕循環油(LCO)一起升級成高價值化學產品之獨特潛力。雖然根據本文實施例之進料的調節會對進料組份添加氫，且氫消耗對工廠而言是一筆額外費用，但生產化學產品而不是燃油之總收益勝過此額外費用。前述亦可應用於其它類型的原油，如脫鹽油、凝結油、生物油、合成原油、緻密油、重烴、重組原油及瀝青衍生油。
在其它實施例中，可包括任擇的芳香烴複合裝置。例如，可使用芳香烴複合裝置將160℃-490℃餾分或其部分轉化成芳香烴。例如，可處理如160℃至240℃餾分之中截餾物，將其中之一部分烴轉化成芳香烴，同時將重質組分饋入蒸氣裂解爐中，用於轉化成化學產品。透過根據本文實施例之初始處理及調節產生的芳香烴複合裝置原料，使各個加工商停止輸入全範圍石腦油(FRN)成為可能。
此外，在一些實施例中，可將在蒸氣裂解單元中產生的熱解油分離，以回收一熱解汽油餾分及一或多個重餾分，如熱解製氣油餾分及熱解燃油餾分。該較輕的熱解汽油餾分可饋入一芳香烴單元，而該較重餾分可用於形成如上所述的ULSFO。
如圖1及3中所述，分離系統3 如圖4中所示，包括分離及熱的整合。脫鹽後，原油1可進一步在加熱器500之對流段中預熱，產生一預熱原油502。預熱原油502可被饋入分離器504中，其可促進160℃-餾分5與從流506回收之較重質組成之分離。
剩餘160℃+原油餾分506可被饋至一泵508中，其產生一加壓160℃+原油餾分510，其之後可被饋至一熱交換器512中。ISD熱交換器512可透過熱氫汽提塔底部物520預熱該160℃+原油餾分510，產生一加壓預熱的160℃+原油餾分514。該加壓預熱的160℃+原油餾分514之後可被送回至加熱器500中，在此其被加熱以促進160-490℃餾分與較重490℃+餾分的分離。加熱的160℃+原油餾分516之後可被饋至一熱氫汽提塔518中。在熱氫汽提塔518中，該160℃+原油餾分進一步被分成160-490℃餾分9及熱氫汽提塔底部物520，其含有較重490℃+烴。熱氫汽提塔底部物520在熱交換器512中透過與加壓的160℃+原油餾分510間接熱交換冷卻後，可被從分離系統3中移除成為490℃+餾分11。
熱氫汽提塔518可使用氫氣進料522作為汽提介質。熱氫汽提塔518可根據待處理的原油原料之本質操作而提供廣泛的靈活性。可將該汽提塔之塔頂餾出物，其是160-490℃餾分9，冷卻以回收氫氣，並適當地送至該中間加氫處理反應階段，如圖1-3相關所述。該回收的氫氣在胺處理後(未示出)可被饋至下游的變壓吸附(PSA)單元(未示出)中，用以改善氫氣的純度。該PSA氫氣產物可在補充氫氣壓縮機(未示出)中加壓，為一或多個加氫處理反應器提供補充氫氣(圖1-3)，且作為熱氫氣進料522。
熱氫汽提塔底部物520 (如490℃+截餾物)含有原油中最難且必須處理的化合物，包括瀝青烯、金屬及CCR。高沸殘渣餾分中過量的金屬、CCR及瀝青烯會導致催化劑快速積垢且增加固定床下流式反應器中之壓力降而限制了轉化及催化劑的運行時間。在透過加壓的160℃+原油餾分510冷卻後，490℃+流11可被回收並在液體循環、沸騰床殘渣加氫裂解爐中與任一額外的低價值煉油流如熱解流及/或油漿流一起處理，如圖1-3所述。
藉由調整饋入熱氫汽提塔518之氫氣522的量，以及熱氫汽提塔518及加熱器500之操作條件，可將該烴截餾點調整成使得輕截餾物5能直接饋入下游的蒸氣裂解爐中，且中截餾物9可具有微量至沒有會快速地使該固定床調節反應器積垢之有害化合物。以此方法，分離系統3 (具熱氫汽提塔518)可將最難處理的烴濃縮在重截餾物11中，其可被饋入在最嚴苛條件下操作之沸騰床反應器中，從而保留蒸氣裂解爐及固定床調節反應器中之催化劑。
本文之實施例提供一種原油進料製備、原油分離、原油調節及蒸氣裂解技術之策略性組合，以使高價值石化產品之產率最大化。該原油調節段使用固定床加氫處理與液體循環及沸騰或漿床殘渣加氫裂解之組合，將該原油調節成一適合的蒸氣裂解爐進料並升級該低價值煉油流。本文之實施例可實現石化產品之產率占全原油原料的例如60%至90%之範圍。
脫鹽後，該原油可被分成三個截餾物，包括： 160℃-流；160-490℃流；及490℃+流。該160℃-流不需要升級，因此可直接被輸送至蒸氣裂解爐。該160-490℃流很容易在固定床加氫處理反應系統中處理，其中該進料被加氫處理並轉化成石腦油，成為一理想的蒸氣裂解爐原料。
本文之實施例可使用一或多個加氫處理及/或加氫裂解反應，及一整合分離裝置來移除瀝青(瀝青稀)及金屬，從而在不會使反應器積垢之情況下增加轉化製程之運行時間。在一些實施例中，將該瀝青、瀝青稀及金屬饋入一延遲焦化單元，用以回收該等流中所含的碳。
本文之實施例可提供在蒸氣裂解爐上游處理全原油及其它寬沸程烴之製程，在實施例中，整個整合的製程可被配置成具有一共同運行時間。此可通過從一個調節系統至另一個之故障移轉或切換達成，以便最小化催化劑再生、維持或清潔期間之總系統停機時間。此外，在中範圍烴處理及高沸殘渣處理二者方面，此實施例不需要供催化劑再生期間使用的併聯反應組或多餘的處理單元。
此外，該第一及第二調節系統各個中之加氫處理及加氫裂解反應器之尺寸可以調整成具有與蒸氣裂解單元相似的運行時間。此配置可額外地降低停機時間，因為清潔、維修及催化劑再生可跨多個反應系統全部一次完成。在沒有此設計之考量下，操作可能增加停機時間，例如當第一調節系統中之反應器需離線進行催化劑再生時，此時該第二調節系統中之催化劑仍具有＞50%之催化劑夀命。
此外，避免在前端分離中夾帶重材料，可降低成本且可達致如本文所例示之較不複雜的流程。此外，避免夾帶可確保在原油調節系統及蒸氣裂解爐中之操作性及加工性，容許降低總資本支出同時達到高化學產品產率。如上所述，本文之實施例可將一脫鹽原油或其它寬沸烴分離成各種餾分，有效地調節該各別的餾分以便形成適合在蒸氣裂解爐中轉化之原料。因為依據原料、調節催化劑、反應器容積及針對指定安裝之其它因子，可根據本文的實施例處理的原料範圍很廣，所以較佳地可依據該原料之一或多個額外的特性決定特定截餾點。例如，可根據原油原料之一或多個特性或額外特性，如API比重、芳烴指數(Bureau of Mines Correlation Index；BMCI)、氫含量、氮含量、硫含量、黏度、微碳殘留物(MCRT)及/或總金屬及其它原料特性，來調整該特定截餾點。
可用於本文實施例之各種原料，如原油、脫鹽油、凝結油、生物油、合成原油、緻密油、重烴、重組原油及瀝青衍生油，可具有一或多個下列特性，包括：介於4與60°間之API比重、20至85之BMCI、9.0至14.5重量% (或90,000至145,000ppm)之氫含量、0.02至0.95重量% (或200至9,500ppm)之氮含量、0.009至6.0重量% (或90至60,000ppm)之硫含量、95至5500厘司(cSt)之黏度(40℃)、5至35重量%之MCRT及/或可具有＜1至1000ppm之總金屬含量。
可對初始原油進行分離及調整，以便獲得具有特定特性之輕、中、重截餾物，使得該輕截餾物可在無或最少的中間處理之情況下進入蒸氣裂解爐。此外，可對該中至重截餾物進行分離及調整，以便獲得具有適當及/或有利的進料特性及烴種類之中截餾物及重截餾物，使得在該中間及重調節反應器中獲得有效及高效地調節。
BMCI
在一些實施例中，該輕截餾物可具有小於20之BMCI。在其它實施例中，該輕截餾物可具有小於15之BMCI。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有小於10或甚至小於5之BMCI。在一些實施例中，該中截餾物可具有小於40之BMCI，如小於35、小於30或小於25。在一些實施例中，該重截餾物可具有大於30之BMCI，如大於35、大於40、大於45、大於50或大於55。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約90℃至約300℃之烴，可具有小於20之BMCI；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約110℃或最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有小於10之BMCI；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約130℃或最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有小於5之BMCI。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之實施例中，該輕截餾物可具有小於5之BMCI。雖然在任一指定截餾溫度下不同進料之BMCI可能有所不同，但發現低BMCI，如小於10或小於5，可改善該輕烴於蒸氣熱解單元中之加工性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物的目標BMCI可例如小於10，至於阿拉伯超輕原油的目標BMCI可例如小於6或小於5.5。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有介於約5與50間之BMCI。例如，該中截餾物可具有介於下限5、10、15、20或25至上限10、15、20、25、30、40或50間之BMCI。已發現，在本文製程之中截餾物調節段中使用相對中度破壞性氫化條件，可將具有BMCI介於10與30間之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之中截餾物之目標BMCI可在例如約20至約30之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標BMCI可在例如約15至約30之範圍內。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有大於30之BMCI。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有大於40之BMCI。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有大於50之BMCI。在其中該重截餾物包括具有沸點高於490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有大於55之BMCI。已發現，在本文製程之重截餾物調節段中使用較嚴苛的破壞性氫化條件，可將具有 BMCI大於約40之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之重截餾物之目標BMCI可在例如約50至約60之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標BMCI可在例如約25至約40之範圍內。
API
在一些實施例中，該輕截餾物可具有大於10°之API比重。在其它實施例中，該輕截餾物可具有大於15°之API比重。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有大於20°、大於30°或甚至大於40°之API比重。在一些實施例，該中截餾物可具有大於10°及小於40°之API比重，如從下限10°、15°、20°、25°或30°至上限25°、30°、35°、40°、45°或50°。在一些實施例中，該重截餾物可具有小於40°之API比重，如小於35°、小於25°、小於20°、小於15°或小於10°。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約300℃之烴，可具有大於10°之API比重；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有大於20°之API比重；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有大於40°之API比重。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之烴之實施例中，該輕截餾物可具有大於60°之API比重。雖然在任一指定截餾溫度下，不同進料之API比重可能有所不同，但發現API比重，如大於40°、大於50°或60°，可改善該輕烴於蒸氣熱解單元中之加工性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物之目標API比重可例如大於65°，至於阿拉伯超輕原油之目標API比重可例如大於60°。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有介於約5°與50°間之API比重。例如，該中截餾物可具有介於下限5°、10°、15°、20°或25°至上限10°、15°、20°、25°、30°、40°或50°間之API比重。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有API比重介在20°與40°間之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之中截餾物之目標API比重可在例如約30°至約35°之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標API比重可在例如約35°至約40°之範圍內。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有小於約40°之API比重。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有小於約20°之API比重。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有小於約10°之API比重。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有小於例如7°之API比重。已發現，在本文製程之重截餾物調節段中使用較嚴苛的破壞性氫化條件，可將具有API比重例如小於約20°之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之重截餾物之目標API比重可在例如約5°至約10°之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標API比重可在例如約10°至約20°之範圍內。
氫含量
在一些實施例中，該輕截餾物可具有大於12重量%之氫含量。在其它實施例中，該輕截餾物可具有大於13重量%之氫含量。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有大於13.5重量%、大於14重量%或甚至大於15重量%之氫含量。在一些實施例中，該中截餾物可具有大於11重量%及小於14重量%之氫含量，如從下限11、11.5、12.0、12.5或13.0重量%至上限12.0、12.5、13.0、13.5、14.0或14.5重量%。在一些實施例中，該重截餾物可具有小於13重量%之氫含量，如小於12.5重量%、小於12重量%、小於11.5重量%或小於11重量%。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約300℃之烴，可具有大於13重量%之氫含量；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有大於13.5重量%之氫含量；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有大於14.0重量%之氫含量。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之烴之實施例中，該輕截餾物可具有大於14.5重量%之氫含量。雖然在任一指定截餾溫度下，不同進料之氫含量可能所有不同，但發現氫含量例如大於13重量%、大於14重量%或大於14.5重量%可改善該輕烴在蒸氣熱解單元中之加工性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物之目標氫含量可例如大於14.5重量%，至於阿拉伯超輕原油之目標氫含量可例如大於14重量%。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有介於約11.5重量%與14.5重量%間之氫含量。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有氫含量例如介在12重量%與13.5重量%間之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之中截餾物之目標氫含量可在例如約12.5重量%至約13.5重量%之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標氫含量可在例如約13.0重量%至約14.0重量%之範圍內。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有小於約13重量%之氫含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有小於12.5重量%之氫含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有小於12.0重量%之氫含量。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如小於11重量%之氫含量。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有氫含量例如小於約12重量%之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之重截餾物之目標氫含量可在例如約10重量%至約11重量%之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標氫含量可在例如約11重量%至約12重量%之範圍內。
氮含量
在一些實施例中，該輕截餾物可具有小於100ppm之氮含量，如小於50ppm或小於30ppm。在其它實施例中，該輕截餾物可具有小於25ppm之氮含量。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有小於20ppm、小於15ppm、小於10ppm、小於5ppm、小於3ppm、小於1ppm或甚至小於0.5ppm之氮含量。在一些實施例中，該中截餾物可具有大於1ppm及小於1000ppm之氮含量，如從下限1、5、10、50、100、250或500ppm至上限50、100、250、500或1000ppm。在一些實施例中，該重截餾物可具有大於10ppm之氮含量，如大於25ppm、大於50ppm、大於100ppm、大於150ppm、大於200ppm、大於250ppm、大於500ppm、大於1000ppm、大於1500ppm、大於2000ppm或大於2500ppm。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約300℃之烴，可具有小於0.01重量%或100ppm之氮含量；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有小於0.001重量%或10ppm之氮含量；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有小於0.0001重量%或1ppm之氮含量。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之烴之實施例中，該輕截餾物可具有小於約0.00003重量%或0.3ppm之氮含量。雖然在任一指定截餾溫度下，不同進料之氮含量可能所有不同，但發現氮含量例如小於約100ppm、小於10ppm或小於1ppm可改善該輕烴於蒸氣熱解單元中之加工性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物之目標氮含量可例如小於1ppm，至於阿拉伯超輕原油之目標氮含量可例如小於1ppm。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有例如介於約10ppm與250ppm間之氮含量。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有氮含量例如介在20與250ppm間之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之中截餾物之目標氮含量可在例如約200至約300ppm之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標氮含量可在例如約100至約150ppm之範圍內。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有大於約0.001重量%或10ppm之氮含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有大於約0.005重量%或50ppm之氮含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有大於約0.01重量%或100ppm之氮含量。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如大於2500ppm之氮含量。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有氮含量例如大於約100ppm之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之重截餾物之目標氮含量可在例如2000至約3000ppm之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標氫含量可在例如約1000至約2000之範圍內。
硫含量
在一些實施例中，該輕截餾物可具有小於10000ppm之硫含量，如小於5000ppm或小於1000ppm。在其它實施例中，該輕截餾物可具有小於750ppm之硫含量。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有小於500ppm、小於250ppm或甚至小於100ppm之硫含量。在一些實施例中，該中截餾物可具有大於500ppm及小於10000ppm之硫含量，如從下限500、750、1000、1500、2000、2500或5000ppm至上限1000、2000、5000、10000、15000或20000ppm。在一些實施例中，該重截餾物可具有大於1000ppm之硫含量，如大於2500ppm、大於5000ppm、大於10000ppm、大於15000ppm、大於20000ppm、大於25000ppm、大於30000ppm、大於35000ppm、大於40000ppm、大於45000ppm或大於50000ppm。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約300℃之烴，可具有1重量%或10,000ppm之硫含量；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有小於0.5重量%或5,000ppm之硫含量；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有小於0.1重量%或1000ppm之硫含量。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之烴之實施例中，該輕截餾物可具有小於約750ppm或小於500ppm之硫含量。雖然在任一指定截餾溫度下，不同進料之硫含量可能所有不同，但發現硫含量例如小於約600ppm，可改善該輕烴於蒸氣熱解單元中之轉化性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物之目標硫含量可例如小於750ppm，至於阿拉伯超輕原油之目標硫含量可例如小於500ppm。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有例如介於約1000ppm與20000ppm間之硫含量。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有硫含量例如介在2000與15000ppm間之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之中截餾物之目標硫含量可在例如約6000至約12000ppm之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標硫含量可在例如約5000至約10000ppm之範圍內。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有大於約0.1重量%或1000ppm之硫含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有大於約0.5重量%或5000ppm之硫含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有大於約1重量%或1,000ppm之硫含量。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如大於25000ppm之硫含量。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有硫含量例如大於約10000ppm之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之重截餾物之目標硫含量可在例如約30000至約50000ppm之範圍內，至於阿拉伯超輕原油之目標硫含量可在例如約20000至約30000之範圍內。
黏度
在一些實施例中，該輕截餾物可具有根據ASTM D445在40℃下測得之黏度小於10cSt。在其它實施例中，該輕截餾物可具有在40℃下測得之黏度小於5cSt。在又其它實施例中，該輕截餾物可具有在40℃下測得之黏度小於1cSt。在一些實施例中，該重截餾物可具有根據ASTM D445在100℃下測得之黏度大於10cSt，如大於20cSt、大於350cSt、大於50cSt、大於75cSt或大於100cSt。在各種實施例中，該中截餾物可具有在該輕及重截餾物中間的黏度。
據此，在一些實施例中，輕截餾物，包括具有沸點例如最高約300℃之烴，可具有在40℃下測得之黏度小於10cSt；在其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約250℃之烴時，該輕截餾物可具有在40℃下測得之黏度小於5cSt；在又其它實施例中，如當該輕截餾物包括具有沸點例如最高約220℃之烴時，該輕截餾物可具有在40℃下測得之黏度小於1cSt。在一些其中該輕截餾物包括具有沸點低於約160℃之烴之實施例中，該輕截餾物可具有在40℃下測得之黏度小於0.75cSt。雖然在任一指定截餾溫度下，不同進料之黏度可能所有不同，但發現低黏度，如小於10cSt，可改善該輕烴於蒸氣熱解單元中之加工性，無需進行中間處理。根據本文實施例處理的阿拉伯輕原油之輕截餾物之目標黏度可例如小於0.55cSt，至於阿拉伯超輕原油之目標黏度可例如小於0.6cSt。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有在100℃下測得之黏度大於10cSt。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有在100℃下測得之黏度大於50cSt。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有在100℃下測得之黏度大於100cSt。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如大於375cSt之黏度。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有黏度例如大於約40cSt之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。
MCRT
在一些實施例中，該輕截餾物可具有僅微量或不可測數量之微碳殘留物(MCRT)。在一些實施例中，該中截餾物可具有小於5重量%之MCRT，如小於3重量%、小於1重量%或小於0.5重量%。在一些實施例中，該重截餾物可具有大於0.5重量%之MCRT，如大於1重量%、大於3重量%、大於5重量%或大於10重量%。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有介於約0重量% (微量或不可測得)與1重量%間之MCRT。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有例如可忽略的MCRT之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有大於0.5重量%之MCRT。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有大於1重量%之MCRT。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有大於5重量%之MCRT。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如大於15重量%之MCRT。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有MCRT例如大於約1重量%之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。
金屬含量
在一些實施例中，該輕截餾物可具有僅微量或不可測數量之金屬。在一些實施例中，該中截餾物可具有最高50ppm之金屬含量，如小於30ppm、小於10ppm或小於1ppm。在一些實施例中，該重截餾物可具有大於1ppm之金屬含量，如大於10ppm、大於20ppm、大於35ppm或大於50ppm。
在一些實施例中，該中截餾物，包括具有較低沸點在約90℃至約300℃之範圍內及較高沸點在約400℃至約600℃之範圍內之烴，可具有介於約0ppm (微量或不可測)與5ppm間之金屬含量，如從大於0ppm至1ppm。已發現，在本文製程的中截餾物調節段中使用相對中等破壞性氫化條件，可將具有可忽略的金屬含量之中截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。
在各種實施例中，該重截餾物，包括具有沸點高於約300℃之烴，可具有大於1ppm之金屬含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約350℃之烴時，該重截餾物可具有大於10ppm之金屬含量。當該重截餾物包括具有沸點高於約400℃之烴時，該重截餾物可具有大於50ppm之金屬含量。在其中該重截餾物包括具有沸點高於約490℃之烴之實施例中，該重截餾物可具有例如大於75ppm之金屬含量。已發現，在本文製程的重截餾物調節段中使用較嚴苛破壞性氫化條件，可將具有金屬含量例如大於約10ppm之重截餾物轉化成蒸氣裂解爐進料。
作為例子，使一阿拉伯輕原油流在該初始分離步驟中進行分離，以便產生所欲的輕、中及重截餾物。不欲受理論之限制，該輕截餾物可為160℃-餾分，該餾分之5%具有沸點低於36℃，及該餾分之95%具有沸點低於160℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於160℃)。該輕截餾物可具有約65.5°之API比重，可具有約5.2之BMCI，可具有約14.8重量% (或148,000ppm)之氫含量，可具有小於0.00003重量% (或0.3ppm)之氮含量，可具有約0.0582重量% (或582ppm)之硫含量，可具有在40℃下約0.5353厘斯(cSt)之黏度及可具有僅微量之MCRT與總金屬含量。該中截餾物可為160℃至490℃餾分，該餾分之5%具有沸點低於173℃，及該餾分之95%具有沸點低於474℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於474℃)。該中截餾物可具有約33.6°之API比重，可具有約25之BMCI，可具有約12.83重量% (或128,300ppm)之氫含量，可具有小於0.0227重量% (或227ppm)之氮含量，可具有約0.937重量% (或9,370ppm)之硫含量，可具有在100℃下約1.58厘斯(cSt)之黏度，可具有0.03重量%之MCRT及可具有僅微量之總金屬含量。該重截餾物可為490℃+餾分，該餾分之5%具有沸點低於490℃，及該餾分之95%具有沸點低於735℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於735℃)。該重截餾物可具有約8.2°之API比重，可具有約55之BMCI，可具有約10.41重量% (或104,100ppm)之氫含量，可具有小於0.2638重量% (或2,368ppm)之氮含量，可具有約3.9668重量% (或39,668ppm)之硫含量，可具有在100℃下約394.3厘斯(cSt)之黏度、可具有17.22重量%之MCRT及可具有79.04ppm之總金屬含量。
作為另一例子，使一阿拉伯超輕原油流在該初始分離步驟中進行分離，以便產生所欲的輕、中及重截餾物。不欲受理論之限制，該輕截餾物可為160℃-餾分，該餾分之5%具有沸點低於54℃，及該餾分之95%具有沸點低於160℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於160℃)。該輕截餾物可具有約62°之API比重，可具有約9.09之BMCI，可具有約14.53重量% (或145,300ppm)之氫含量，可具有小於0.00003重量% (或0.3ppm)之氮含量，可具有約0.0472重量% (或472ppm)之硫含量，可具有在40℃下約0.58厘斯(cSt)之黏度及可具有僅微量之MCRT與總金屬含量。該中截餾物可為160℃至490℃餾分，該餾分之5%具有沸點低於169℃，及該餾分之95%具有沸點低於456℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於474℃)。該中截餾物可具有約36.1°之API比重，可具有約21.22之BMCI，可具有約13.38重量% (或133,800ppm)之氫含量，可具有小於0.01322重量% (或132.2ppm)之氮含量，可具有約0.9047重量% (或9,047ppm)之硫含量，可具有在100℃下約1.39厘斯(cSt)之黏度及可具有僅微量之MCRT與總金屬含量。該重截餾物可為490℃+餾分，該餾分之5%具有沸點低於455℃，及該餾分之95%具有沸點低於735℃ (該餾分中僅5%可能具有沸點高於735℃)。該重截餾物可具有約15.1°之API比重，可具有約33.28之BMCI，可具有約11.45重量% (或114,500ppm)之氫含量，可具有小於0.1599重量% (或1,599ppm)之氮含量，可具有約2.683重量% (或26,830ppm)之硫含量，可具有在100℃下約48.79厘斯(cSt)之黏度、可具有9.53重量%之MCRT及可具有58.45ppm之總金屬含量。
雖然描述了關於阿拉伯輕原油及阿拉伯超輕原油之各種特性，但前述的亦可應用於其它類型的原油，如脫鹽油、凝結油、生物油、合成原油、緻密油、重烴、重組原油及瀝青衍生油。
本文之實施例設想根據一或多個上述特性來調整各種截餾點及反應器條件。根據本文實施例之方法可分析待使用之石油進料、測量傳入進料之一或多個各種特性。根據一或多個特性，可調整截餾點、催化劑類型(用於移動床反應器)、壓力、溫度、空間速度、氫氣進料速率及其它變量，以便更有效及高效地利用反應器配置，從而維持極好地、接近最佳或最佳的調節該原料及該各種截餾物成為理想的蒸氣裂解爐進料。
例如，接受該重截餾物之沸騰床可具有處理一定量具有硫含量小於40,000ppm之烴的能力。假如一特定490℃+重截餾物具有大於40,000ppm之硫含量，則可能會降低該沸騰床的能力。據此，可將重截餾點降至例如465℃+，以便具有小於40,000ppm之硫含量。此外，假如一特定160℃-490℃中截餾物具有例如大於14重量%之氫含量，而氮、硫、MCRT及總金屬均適當的低，則可擴張輕截餾物(例如從160℃-至190℃-)以便將更多的全原油直接送進蒸氣裂解爐。或者，例如該中截餾物之氫含量低，及/或硫、氮、MCRT及/或總金屬不當的低，則可減少該輕截餾物(例如從160℃-至130℃-)，以便額外的中截餾物可在固定床調節階段中處理。
與以上實施例中每一個相關聯，作為進料例子之阿拉伯輕原油可經處理而產生足夠的輕石腦油及其它原料，用於在混合進料裂解爐(MFC)中產生增量乙烯。脫鹽可包括泵送一未處理阿拉伯輕(AL)原油通過一或多個預熱交換器，將該原油之溫度提高至如140℃，以最大化該脫鹽器之效率。該脫鹽器可為例如二階段靜電脫鹽系統，其可減少未處理原油中之鹽、固體物及水，否則其等會在下游設備中引起腐蝕和積垢的問題。可用水及破乳劑與該未處理原油混合，將其鹽溶解成鹽水溶液，其之後會經靜電聚集而與該油分開。第一階段可從該原油中除去幾乎所有的鹽，而第二階段可除去剩餘的鹽並脫去該原油中的水。
可於冷的未處理原油進料中注入一部分的脫鹽器進料水(未示出)，其占該未處理原油之例如約2體積%，用以防範該未處理原油預熱交換器中之鹽沈積。各個原油泵之吸入及排出處之破乳劑注射點，可防止該原油通過該預熱系統時乳液的形成。
用於脫鹽的水(脫鹽器進料水，DFW)可為汽提酸水(未示出)。在未處理原油進料中可能需要6至10體積%，如8體積%之DFW進行脫鹽。可提供具有一系列控制閥之補充水線(未示出)，以便在汽提酸水的量變得不足時，維持適當的DFW量。該DFW可被收集在一緩衝罐(surge drum)中、泵送及拆分。該拆分的一部分，如2體積%可用於注射進入該冷的原油中，而剩餘部分可用於注射至該脫鹽器中。後者在注射之前可先預熱至該脫鹽器操作溫度之約10°C內。混合閥可幫助DFW與第一階段流出油的充分混合。可將從該第二階段來的廢水泵送及串級(cascaded)回該第一階段，在此另一混合閥將其與預熱原油及破乳劑充分地混合。從該第一階段而來之濃廢水可透過進來的DFW冷卻，透過空氣及之前的冷卻水冷卻。
各脫鹽階段可裝設一洗泥系統，用於去除任何可能沈澱及累積在脫鹽容器中之固體物。該洗泥系統之操作係從相同容器中取水並在高壓下將其注回，流化該固體物並使其等懸浮於水相中，供進一步用水流移除。
剩餘160℃+原油餾分收集在ISD儲槽中，然後由ISD底部泵將其從此泵送經過汽提塔進料底部交換器和加熱器到達該熱氫汽提塔。在該熱氫汽提塔中，使用熱氫氣作為汽提介質，該160℃+原油餾分進一步被分成一l60-490℃餾分及一較重490℃+餾分。
在製程中產生的160-490℃餾分可被饋入共同或分開的固定床調節段中。各個固定床原油調節段可含最多四個反應階段，包括沸騰床反應器(如LC-FINING反應器)與第2階段加氫裂解反應器，及一重油加氫處理反應器。此等四個反應階段可在單一共同再循環氣體循環回路中操作。此等原油調節階段之整合實現了升級低價值煉油流之主要加工目的、不需要進口FRN及提供用於生產增量乙烯之蒸氣裂解爐進料，同時使氫氣消耗、投資及操作成本最小化。
在一些實施例中，該490℃+餾分可在漿料或沸騰床反應器中處理。該490℃+流含有該原油中最難處理的化合物，包括瀝青烯、金屬及殘餘碳數(CCR)。在固定床下流式反應器中，轉化及催化劑運行長度通常受限於殘渣進料中金屬、CCR及瀝青烯之含量，且其會導致催化劑快速積垢及增加壓力降。本文之實施例可使用上流式膨脹床反應器來克服壓力降的問題，且使該製程能夠在高殘渣轉化率下長時間不間斷的流動操作。如此，該490℃+流可在液態循環沸騰床反應器中處理，如可得自Lummus Technology LLC之LC-FINING Technology。亦可使用漿料反應器技術來處理甚至更重的煉油流，諸如從溶劑脫瀝青器而來之瀝青。
在其它實施例中，可從一第一階段沸騰或漿料床反應器流出物中回收重490℃+餾分，並在一溶劑脫瀝青(SDA)單元中處理。從該SDA單元產生的脫瀝青油(DAO)可在調節反應器中處理，其包括例如第二漿料或沸騰床反應階段。若需要，可將該瀝青餾分升級成符合IMO 2020之低硫燃油，進一步增加產品的價值。
可在本文實施例中使用之蒸氣裂解爐，包括乙烯複合裝置，可包括各種單元操作。例如，乙烯複合裝置可包括一裂解爐，如蒸氣裂解爐。亦可使用其它裂解操作。該乙烯複合裝置亦可包括烯烴回收單元、丁二烯萃取單元、MTBE單元、C4選擇性氫化單元、熱解汽油加氫處理單元、芳香烴萃取單元、複分解單元及/或歧化單元，以及其它可用於生產及回收烯烴和其他輕烴之單元。從該乙烯複合裝置而來之產物可包括例如乙烯、丙烯、丁二烯、苯、MTBE及混合二甲苯等等。
在一些實施例中，待裂解之烴流可直接饋入蒸氣裂解爐中。在其它實施例中，以上所述之待裂解的烴流可被分離成多個供分開處理的餾分(例如針對各別的餾分，在優選溫度、壓力及滯留時間進行裂解)。
可將該烴原料，其可為單一烴或烴混合物，引入配置在一蒸氣熱解加熱器之對流段中的一加熱盤管中。在該加熱盤管中，該烴原料可通過與排出氣體的對流換交熱而被加熱及/或汽化。
若需要，之後可使該加熱的烴原料與蒸氣或惰性化合物混合，如氮、二氧化碳或任何其它無機氣體。在工廠中，製程或額外製程之各個不同的部分可使用低溫或飽和蒸氣，而其它的可使用高溫過熱蒸氣。待於工廠之製程或其它製程中使用的蒸氣，可透過配置在蒸氣熱解加熱器之對流區中的加熱盤管(未示出)進行加熱或過度加熱。
之後可將該加熱的烴混合物饋入配置在熱解加熱器的較低高度處之加熱盤管中，因此處於比上述對流區加熱盤管高的溫度下。之後可將所產生的過熱混合物饋入配置在該熱解加熱器之輻射區中的一或多個盤管中，其在用於透過熱裂解將該烴混合物部分轉化之溫度下操作。之後可回收該裂解的烴產物。
在一些實施例中，若需要，可使用多個加熱及分離步驟將待裂解的烴混合物分離成二或多個烴餾分。此將容許以最佳狀態裂解各截餾物，如此可將通量、蒸氣對油比率、加熱器入口及出口溫度及其它變量控制在一所需的位準，以便實現所欲的反應結果，如所欲的產品概貌，同時限制輻射盤管及相關下游設備中焦炭的產生。因為各種截餾物是根據各種進料流中烴的沸點來分離及裂解，因此可控制輻射盤管及傳送線交換器中之焦炭的形成。結果，可使該加熱器之運行時間增加數周，而不是幾個小時，同時產生更高的烯烴產率。
在該輻射盤管中裂解後，可使用一或多個傳送線交換器迅速地冷卻該產物及產生(超)高壓蒸氣。可將一或多個盤管結合在一起並連結至各個交換器。該交換器可為雙管或多殼及管交換器。
除間接冷卻外，亦可使用直接淬火。在此情況下，可在該輻射盤管之出口處注入油。在該油淬火後，亦可使用水淬火。取代油淬火，全部水淬火也是可以接受的。淬火後，產物會被送到回收段。
如上所述，本文之實施例可將原油中較重的餾分轉化成高價值化學產品，且可最小化送至燃油池之量，其增加了獲利能力。該燃油池亦可被升級成符合IMO 2020的低硫燃油，進一步提高產品的價值。
如上所述，本文之實施例與下列一或多個實施例相關聯：
實施例1：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一燃油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流； 將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例2：如實施例1之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例3：如實施例1或實施例2之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例4：如實施例1-3中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm。
實施例5：如實施例1-4中任一實施例之製程，其中： 該殘油加氫裂解餾分具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
實施例6：如實施例1-5中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
實施例7：如實施例1-6中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化，包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例8：如實施例1-7中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
實施例9：如實施例8之製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例10：如實施例1-9中任一實施例之製程，其進一步包含對該燃油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫燃油。
實施例11：如實施例1之製程，其中在所產生的烯烴之總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%。
實施例12：如實施例1之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
實施例13：如實施例1之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
實施例14：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一殘油調節單元中對該高沸殘渣餾分進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物， 對該加氫裂解流出物進行溶劑脫瀝青，以回收一瀝青及一脫瀝青油餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第二殘油調節單元中對該脫瀝青油餾分及一熱解油進行加氫裂解，以產生一第二加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物及該第二加氫裂解流出物，以產生該殘油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流； 將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例15：如實施例14之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例16：如實施例14或實施例15之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例17：如實施例14-16中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm。
實施例18：如實施例14-17中任一實施例之製程，其中： 該第二加氫裂解流出物具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
實施例19：如實施例14-18中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
實施例20：如實施例14-19中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化，包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例21：如實施例14-20中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
實施例22：如實施例21之製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例23：如實施例14之製程，其中在所產生的烯烴之總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%。
實施例24：如實施例14之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
實施例25：如實施例14之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在一熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
實施例26：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一殘油餾分及一部分調節餾分； 對該殘油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫柴油餾分； 在一第三調節單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化，以產生一第三調節單元流出物； 在一第三整合分離裝置中將該第三調節單元流出物分離成一輕沸調節餾分、一中沸調節餾分及一高沸餾分； 在一第四調節單元中對該部分調節餾分、該中沸調節餾分及一柴油餾分進行破壞性氫化，以產生一第四調節單元流出物； 在一第四整合分離裝置中將該第四調節單元流出物分離成一輕調節餾分及該柴油餾分； 將該高沸餾分、該輕調節餾分、該輕沸餾分及該輕沸調節餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例27：如實施例26之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例28：如實施例26或實施例27之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例29: 如實施例26-28中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm 。
實施例30：如實施例26之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
實施例31：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 將一全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成一輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成一中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分； 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一燃油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐原料流； 將該蒸氣裂解爐原料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例32：如實施例31之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例33：如實施例31或實施例32之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例34：如實施例31-33中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 金屬大於50ppm。
實施例35：如實施例31-34中任一實施例之製程，其中： 該殘油加氫裂解餾分具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
實施例36：如實施例31-35中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
實施例37：如實施例31-36中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化，包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例38：如實施例31-37中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
實施例39：如實施例38之製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例40：如實施例31-39中任一實施例之製程，其進一步包含對該燃油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫燃油。
實施例41：如實施例31之製程，其中在所產生的烯烴之總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%。
實施例42：如實施例31之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
實施例43：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 將一烴原料饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成一輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在一熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成一中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分； 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一殘油調節單元中對該高沸殘渣餾分進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 對該加氫裂解流出物進行溶劑脫瀝青，以回收一瀝青及一脫瀝青油餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第二殘油調節單元中對該脫瀝青油餾分及一熱解油進行加氫裂解，以產生一第二加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物及該第二加氫裂解流出物，以產生該殘油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流； 將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例44：如實施例43之製程，其中該輕沸餾具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例45：如實施例43或實施例44之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例46: 如實施例43-45中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm
實施例47：如實施例43-46中任一實施例之製程，其中： 該第二加氫裂解流出物具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
實施例48：如實施例43-47中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
實施例49：如實施例43-48中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化，包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例50：如實施例43-49中任一實施例之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
實施例51：如實施例50之製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
實施例52：如實施例43之製程，其中在所產生的烯烴之總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%。
實施例53：如實施例43之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
實施例54：一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 將一烴原料饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成一輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在一熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成一中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分； 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一殘油餾分及一部分調節餾分； 對該殘油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫柴油餾分； 在一第三調節單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化，以產生一第三調節單元流出物； 在一第三整合分離裝置中將該第三調節單元流出物分離成一輕沸調節餾分、一中沸調節餾分及一高沸餾分； 在一第四調節單元中對該部分調節餾分、該中沸調節餾分及一柴油餾分進行破壞性氫化，以產生一第四調節單元流出物； 在一第四整合分離裝置中將該第四調節單元分離成一輕調節餾分及該柴油餾分； 將該高沸餾分、該輕調節餾分、該輕沸餾分及該輕沸調節餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
實施例55：如實施例54之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
實施例56：如實施例54或實施例55之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
實施例57：如實施例54-56中任一實施例之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm。
此外，如上所述，實施例可有關於用於進行根據實施例1-57中一或多個之製程之系統。
雖然本揭示包括有限的實施例，但是受益於本揭示的本領域技術人員將理解，可以設計出不脫離本揭示之範疇的其他實施例。據此，範疇應僅受附件申請專利圍之限制。
1:脫鹽原油/脫鹽全原油 3:分離系統 5:160℃-餾分/輕餾分 7:蒸氣裂解爐段 9:160至490℃餾分/中沸餾分/中截餾物/加氫處理160-490℃流/中範圍餾分/160-490℃中截餾物流/流 11:490°C+餾分/重餾分 13:化學產品/化學產品流/流線 15:較高沸點熱解油餾分/熱解油餾分/熱解油流/熱解燃油流 17:第一調節系統/殘渣加氫裂解反應器系統/第一調節段/調節反應器/殘渣加氫裂解爐 19,19A:調節烴流/流 19B:調節烴流/流 21:第二分離系統/分離系統 23:流線/重質流/殘油餾分 25:整合加氫處理器/整合加氫裂解爐 27:超低硫燃油(ULSFO)流 29:輕餾分/流/490℃-殘油加氫裂解爐流出物/加氫處理490℃-殘油加氫裂解爐流出物/部分調節餾分 31:第二調節段/調節反應器/調節系統/第一調節系統/第二調節系統 33,47:高度石蠟流/反應產物/原料 17A:第一階段殘渣加氫裂解系統/第一調節系統/調節反應器 17B:第二階段殘渣加氫裂解系統/第二調節系統/第二階段殘渣加氫裂解反應器系統/殘渣加氫裂解反應器系統/調節反應器 37:溶劑脫瀝青單元/脫瀝青單元 39:脫瀝青油/脫瀝青油餾分 41:瀝青餾分 45:固定床調節系統/反應區/調節反應器 49:中間分離階段 51:氨及/或硫化氫 53流線 55:整合分離裝置/分離系統 57:160℃-餾分 59:160℃至360℃餾分 61:360℃+餾分/未轉化油餾分 63:第二調節段/調節反應器 65:含高度石蠟烴流 67:分離系統 69:160℃-餾分 71:160℃+餾分 32:第二固定床調節系統 500:加熱器 502:預熱原油 504:分離器 506:流/剩餘160℃+原油餾分 508:泵 510:加壓160℃+原油餾分 512:熱交換器 520:熱氫汽提塔底部物 514:加壓預熱的160℃+原油餾分 516:加熱的160℃+原油餾分 518:熱氫汽提塔 522:氫氣進料
圖1-4是根據本文實施例之用於轉化全原油及/或含重烴流之系統及製程的簡化製程流程圖。
1:脫鹽原油
3:分離系統
5:160℃-餾分
7:蒸氣裂解爐段
9:160至490℃餾分/中沸餾分/中截餾物
11:490℃+餾分
13:化學產品/化學產品流
15:較高沸點熱解油餾分/熱解油餾分
17:第一調節系統/殘渣加氫裂解反應器系統/第一調節段/調節反應器/殘渣加氫裂解爐
19:調節烴流/流
21:第二分離系統/分離系統
23:流線/重質流
25:整合加氫處理器
27:超低硫燃油(ULSFO)流
29:輕餾分/流/490℃-殘油加氫裂解爐流出物
31:第二調節段/調節反應器
33:高度石蠟流/反應產物/原料

Claims (30)

  1. 一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一燃油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流； 將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
  2. 如請求項1之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
  3. 如請求項1或請求項2之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
  4. 如請求項1-3中任一項之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm。
  5. 如請求項1-4中任一項之製程，其中： 該殘油加氫裂解餾分具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
  6. 請求項1-5中任一項之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
  7. 如請求項1-6中任一項之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
  8. 如請求項1-7中任一項之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
  9. 如請求項8製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
  10. 如請求項1-9中任一項之製程，其進一步包含對該燃油餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫燃油。
  11. 如請求項1之製程，其中在所產生的烯烴總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%之範圍內。
  12. 如請求項1之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
  13. 如請求項1之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
  14. 一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一殘油調節單元中對該高沸殘渣餾分進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物， 對該加氫裂解流出物進行溶劑脫瀝青，以回收一瀝青及一脫瀝青油餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第二殘油調節單元中對該脫瀝青油餾分及一熱解油進行加氫裂解，以產生一第二加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物及該第二加氫裂解流出物，以產生該殘油餾分及一部分調節餾分； 在一第二調節單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化，以產生一蒸氣裂解爐進料流； 將該蒸氣裂解爐進料流及該輕沸餾分饋入一蒸氣裂解爐中，以使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
  15. 如請求項14之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
  16. 如請求項14或請求項15之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
  17. 如請求項14-16中任一項之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm。
  18. 如請求項14-17中任一項之製程，其中： 該第二加氫裂解流出物具有95%之沸點溫度在約400℃至約560℃之範圍內。
  19. 如請求項14-18中任一項之製程，其中該高沸殘渣餾分具有5%之沸點溫度高於約545℃。
  20. 如請求項14-19中任一項之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含在一共同破壞性氫化單元中對該中沸餾分及該部分調節餾分進行破壞性氫化。
  21. 如請求項14-20中任一項之製程，其中對該中沸餾分進行破壞性氫化及對該部分調節餾分進行破壞性氫化包含： 在一第一破壞性氫化單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化； 在一第二破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化；及 結合來自該第一與第二破壞性氫化單元之流出物。
  22. 如請求項21之製程，其進一步包含在該第二破壞性氫化單元中更換催化劑的時間期間，在該第一破壞性氫化單元中對該部分調節餾分進行破壞性氫化。
  23. 如請求項14之製程，其中在所產生的烯烴總量與總原料進料率相比之基礎上，該原料之整體化學產品的產率為從約60重量%至85重量%之範圍內。
  24. 如請求項14之製程，其中該殘渣加氫裂解反應器包含一漿料床反應器或一沸騰床反應器。
  25. 如請求項14之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
  26. 一種用於轉化全原油及其它重烴流以生產烯烴及/或芳香烴之製程，該製程包含： 在一第一整合分離裝置中將一烴原料分離成至少一輕沸餾分、一中沸餾分及一高沸殘渣餾分； 在包含一殘油加氫裂解系統之一第一調節單元中對該高沸殘渣餾分及熱解油進行加氫裂解，以產生一加氫裂解流出物； 在一第二整合分離裝置中分離該加氫裂解流出物，以產生一殘油餾分及一部分調節餾分； 對該殘渣餾分進行加氫脫硫，以產生一超低硫柴油餾分； 在一第三調節單元中對該中沸餾分進行破壞性氫化，以產生一第三調節單元流出物； 在一第三整合分離裝置中將該第三調節單元流出物分離成一輕沸調節餾分、一中沸調節餾分及一高沸餾分； 在一第四調節單元中對該部分調節餾分、該中沸調節餾分及一柴油餾分進行破壞性氫化，以產生一第四調節單元流出物； 在一第四整合分離裝置中將該第四調節單元流出物分離成一輕調節餾分及該柴油餾分； 將該高沸餾分、該輕調節餾分、該輕沸餾分及該輕沸調節餾分饋入一蒸氣裂解爐中，以使其中的烴轉化成一或多種輕烯烴及該熱解油。
  27. 如請求項26之製程，其中該輕沸餾分具有二或多個下列特性： 95%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 氫含量為至少14重量%； BMCI小於5； API比重大於40°； 硫含量小於1000ppm； 氮含量小於10ppm； 在40℃下測得之黏度小於1cSt； MCRT小於1重量%；及 總金屬小於1ppm。
  28. 如請求項26或請求項27之製程，其中該中沸餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約130℃至約200℃之範圍內； 95%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量在約12重量%至約14重量%之範圍內； BMCI在約5至小於50之範圍內； API比重在約10°至約40°之範圍內； 硫含量在約1000ppm至約10000ppm之範圍內； 氮含量在約1ppm至約100ppm之範圍內； 在40℃下測得之黏度大於1cSt； MCRT小於5重量%；及 總金屬小於50ppm。
  29. 如請求項26-28中任一項之製程，其中該高沸殘渣餾分具有二或多個下列特性： 5%之沸點溫度在約400℃至約600℃之範圍內； 氫含量小於12重量%； BMCI大於50； API比重小於10°； 硫含量大於10000ppm； 氮含量大於100ppm； 在100℃下測得之黏度大於100cSt； MCRT大於5重量%；及 總金屬大於50ppm 。
  30. 如請求項26之製程，其中分離該全原油包含： 將該全原油饋入一加熱器中，產生一預熱烴原料； 在一分離器中將該預熱烴原料分離成該輕沸餾分及一中間餾分； 將該中間餾分饋回該加熱器，產生一加熱中間餾分； 將一氫氣流饋入一熱氫汽提塔中； 在該熱氫汽提塔中將該加熱中間餾分分離成該中沸餾分及一熱氫汽提塔底部餾分；及 透過與該中間餾分間接熱交換冷卻該熱氫汽提塔底部餾分，產生該高沸殘渣餾分。
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