[0002] 本
申请要求2017年1月4日提交的美国
专利申请号62/442,056和2017年12月18日提交的美国申请号15/845,557的优先权，其全部内容通过引用结合在本文中。
[0003] 背景
[0004] 烯烃(如乙烯、丙烯、丁烯和
丁烷)和芳烃(如苯、
甲苯和二甲苯)是在石化和化学行业中广泛使用的基本中间体。有时使用热裂化或
蒸汽热解由原料如石油气和馏出物如石脑油、
煤油和
瓦斯油形成烯烃和芳烃。
[0005] 概述
[0006] 在一个方面，系统包括：被配置成从原油中移除杂质的加氢处理区；被配置成将来自所述加氢处理区的液体输出物分离为轻质馏分和重质馏分的第一分离单元；被配置成从所述轻质馏分中抽提芳烃石油化学品的芳烃抽提子系统；和被配置成将所述重质馏分裂化为多种烯烃产物的热解部。
[0007] 实施方案可以包括以下特征中的一种或多种。
[0008] 所述芳烃抽提子系统包括被配置成通过
溶剂抽提和抽提蒸馏中的一种或多种将所述轻质馏分中的芳烃石油化学品与所述轻质馏分中的其他组分分离的芳烃抽提单元。
[0009] 所述芳烃抽提子系统包括被配置成将所述轻质馏分转化为重整油的
重整器，并且其中所述芳烃抽提单元被配置成接收所述重整油。
[0010] 与所述轻质馏分相比，所述重整油富含芳烃石油化学品。
[0011] 所述芳烃抽提子系统包括被配置成将来自所述重整器的输出物分离为所述重整油和副产物馏分的第二分离单元。
[0012] 所述系统包括被配置成将所述副产物馏分分离为氢和轻质气体的气体分离单元。
[0013] 将所述氢提供至所述加氢处理区。
[0014] 将所述轻质气体提供至所述热解部。
[0015] 所述重整器被配置成通过加氢裂化、异构化、脱氢环化和脱氢中的一种或多种将所述轻质馏分转化为所述重整油。
[0016] 所述重整器包括被配置成催化芳烃石油化学品的生产的催化剂。
[0017] 将所述轻质馏分中的其他组分返回至所述加氢处理区。
[0018] 所述芳烃抽提单元被配置成接收来自所述第二分离单元的所述轻质馏分并且产生与所述轻质馏分相比富含芳烃的输出物流。
[0019] 所述芳烃抽提子系统包括被配置成将所述输出物流转化为重整油的重整器，并且其中所述芳烃抽提单元被配置成接收所述重整油。
[0020] 所述系统包括被配置成将原油的输入物流分离为
轻质原油馏分和重质原油馏分的第三分离区，其中所述加氢处理区被配置成从所述重质原油馏分中移除杂质。
[0021] 将所述轻质原油馏分提供至所述热解部。
[0022] 所述系统包括被配置成将来自所述加氢处理区的流出物分离为来自所述加氢处理区的气体输出物和来自所述加氢处理区的液体输出物的第四分离区。
[0023] 所述系统包括被配置成将来自所述加氢处理区的气体输出物分离为氢和轻质气体的气体分离单元。
[0024] 将所述氢提供至所述加氢处理区。
[0025] 将所述轻质气体提供至所述热解部。
[0026] 所述系统包括被配置成从所述重质馏分中移除
燃料油的第五分离区，所述第五分离区位于所述热解单元的上游。
[0027] 所述第一分离区包括闪蒸分离装置。
[0028] 所述第一分离区包括将蒸气与液体物理或机械分离的分离装置。
[0029] 所述热解部包括蒸汽热解单元。
[0030] 所述热解部被配置成将所述重质馏分裂化为甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯和丁烯中的一种或多种。
[0031] 所述加氢处理区包括下列各项中的一种或多种：(i)加氢脱金属催化剂，和(ii)具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢
脱硫和加氢裂化功能中的一种或多种的催化剂。
[0032] 所述系统包括被配置成将裂化的重质馏分分离为多个物流的纯化单元，每个物流对应于多种产物中的一种。
[0033] 在一个方面，方法包括：通过加氢处理过程从原油中移除杂质；将来自所述加氢处理过程的液体输出物分离为轻质馏分和重质馏分；从所述轻质馏分中抽提芳烃石油化学品；和通
过热解过程将所述重质馏分裂化为多种烯烃产物。
[0034] 实施方案可以包括以下特征中的一种或多种。
[0035] 从所述轻质馏分中抽提芳烃石油化学品包括通过溶剂抽提和抽提蒸馏中的一种或多种将所述轻质馏分中的芳烃石油化学品与所述轻质馏分中的其他组分分离。
[0036] 从所述轻质馏分中抽提芳烃石油化学品包括在重整器中将所述轻质馏分转化为重整油。
[0037] 与所述轻质馏分相比，所述重整油富含芳烃石油化学品。
[0038] 所述方法包括将来自所述重整器的输出物分离为所述重整油和副产物馏分。
[0039] 所述方法包括将所述副产物馏分分离为氢和轻质气体。
[0040] 所述方法包括将所述氢提供至所述加氢处理区。
[0041] 所述方法包括将所述轻质气体提供至所述热解部。
[0042] 将所述轻质馏分转化为重整油包括进行加氢裂化、异构化、脱氢环化和脱氢中的一种或多种。
[0043] 所述方法包括将所述轻质馏分中的其他组分返回至所述加氢处理过程。
[0044] 从所述轻质馏分中抽提芳烃石油化学品包括产生与所述轻质馏分相比富含芳烃的输出物流。
[0045] 所述方法包括将原油的输入物流分离为轻质原油馏分和重质原油馏分，并且其中从所述原油中移除杂质包括从所述重质原油馏分中移除杂质。
[0046] 所述方法包括将所述轻质原油馏分提供至所述热解过程。
[0047] 所述方法包括将来自所述加氢处理过程的流出物分离为气体和液体。
[0048] 所述方法包括将来自所述加氢处理过程的气体输出物分离为氢和轻质气体。
[0049] 所述方法包括将所述氢提供至所述加氢处理过程。
[0050] 所述方法包括将所述轻质气体提供至所述热解过程。
[0051] 所述方法包括在所述热解过程之前从所述重质馏分中移除
燃料油。
[0052] 将所述重质馏分裂化为多种产物包括将所述重质馏分裂化为甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯和丁烷中的一种或多种。
[0053] 所述方法包括将裂化的重质馏分分离为多个物流，每个物流对应于多种产物中的一种。
[0054] 在本文中描述的系统和方法可以具有以下优点中的一种或多种。在本文中描述的用于生产芳烃的途径是可以生产多种产物如芳烃和烯烃石化产品二者的通用途径。可以提高在原油直接转化为石油化学品期间的芳烃如苯、二甲苯、甲苯或其他芳烃的产量。原油直接转化为芳烃和烯烃产物可以使得能够避开复杂的蒸馏步骤。在本文中描述的系统和方法可以在蒸汽热解部中具有减少的
焦炭形成以及减少的不期望副产物的产生。
[0058] 详述
[0059] 在本文中描述了将原油直接转化为石油化学品(包括烯烃石油化学品如乙烯、丙烯、丁烯(butylene)和丁烯(butene)；以及芳烃石油化学品如苯、甲苯和二甲苯)的联合加氢处理和蒸汽热解途径。在本文中描述的将原油转化为石油化学品的途径中，在加氢处理区中处理原油以移除杂质。处理来自加氢处理区的输出物的一部分以抽提芳烃石油化学品，并且在蒸汽热解过程中处理来自加氢处理区的输出物的另一部分以将该部分裂化为多种烯烃产物。由来自加氢处理区的输出物的多个部分(如原油的重质馏分和轻质馏分二者)产生芳烃石油化学品的能
力使得能够实现芳烃石油化学品的高收率。
[0060] 如在本文中使用的术语原油是指来自常规来源的全馏分原油，包括已经经过一些预处理的原油。原油可以是指已经进行
水-油分离、气-油分离、脱盐和稳定化中的一种或多种的材料。
[0061] 参照图1，转化系统100进行将原油直接转化为石油化学品，包括烯烃和芳烃石油化学品二者。原油102的输入物流被接收到转化系统100的分离单元104中。分离单元104将原油102分离为轻质馏分106如气体和重质馏分108如液体。在一些实例中，轻质馏分106可以是石脑油馏分。在一些实例中，轻质馏分106可以具有低于约65℃的沸点。
[0062] 在一些实例中，分离单元104可以是闪蒸分离装置，如闪蒸罐。例如，分离单元104可以是单级分离装置，如具有约150℃至约260℃的
分馏点的闪蒸分离器。在一些实例中，分离单元104可以在不存在闪蒸区的情况下运行。例如，分离单元104可以包括旋
风式相分离装置、分割塔或基于蒸气和液体的物理或机械分离的另一种类型的分离装置。在旋风式相分离装置中，蒸气和液体通过旋风式几何形状流入装置中。蒸气以圆形方式旋流以形成导致较重的液滴和液体被捕获并且引导至液体出口的力。蒸气被引导至蒸气出口。旋风式分离装置等温地并且以非常低的
停留时间运行。可以基于诸如
蒸发温度、进入分离单元104的材料的
流体速度、或二者、或者其他因素的因素调节分离单元104的分馏点。可以在美国专利公布号2011/0247500中找到分离装置的进一步描述，其内容通过引用整体结合在本文中。
[0063] 重质馏分108被送到加氢处理区112以移除杂质如硫、金属、氮或其他杂质。在转化系统100(如图1所示)的一些构造中，轻质馏分106绕过加氢处理区112并且被直接送到热解部110，在那里可以直接将轻质馏分106转化为烯烃。在转化系统100的一些构造中，轻质馏分106从转化系统100输出并且用作燃料。在转化系统100的一些构造中，避开或取消分离单元104，并且原油102的输入物流被直接接收到加氢处理区112中。
[0064] 加氢处理区112处理重质馏分108(或在避开分离单元104的情况下的原油102)以及从下游处理返回的再循环的氢105和非芳烃气体152。加氢处理区112可以进行以下处理中的一种或多种：加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和加氢裂化。加氢处理区112可以包括含有有效量的加氢脱金属催化剂的一个或多个床。加氢处理区112可以包括含有有效量的具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和加氢裂化功能中的一种或多种的加氢处理催化剂的一个或多个床。在一些实例中，加氢处理区112可以包括多个催化剂床，如两个、三个、四个、五个或其他数量的催化剂床。在一些实例中，加氢处理区112可以包括多个反应容器，每个反应容器含有一个或多个具有相同或不同功能的催化剂床。可以在美国专利公布号2011/0083996中以及在PCT专利申请公布号WO2010/009077、WO2010/009082、WO2010/009089和WO2009/073436中找到加氢处理区的进一步描述，所有专利文献的内容都通过引用整体结合在本文中。
[0065] 加氢处理区112可以在约300℃至约450℃的温度如约300℃、约350℃、约400℃、约450℃或其他温度运行。加氢处理区112可以在约30巴至约180巴的压力如约30巴、约60巴、约90巴、约120巴、约150巴、约180巴或其他压力运行。加氢处理区112可以以约0.1h-1至约
10h-1的液
时空速如约0.1h-1、约0.5h-1、约1h-1、约2h-1、约4h-1、约6h-1、约8h-1、约10h-1或其他液时
空速运行。液时空速是通过反应器的反应物液体的流量与反应器的体积的比率。
[0066] 经加氢处理的流出物114从加氢处理区112输出并且被引导至分离单元116，如高压冷或热分离器。在一些实例中，可以在分离单元116之前将流出物114在
热交换器(未示出)中冷却。分离单元116将经加氢处理的流出物114分离为通常为气体的分离器顶部产物118和基本上为液体的分离器底部产物120。在一些实例中，分离单元116可以是闪蒸分离装置，如闪蒸罐。在一些实例中，分离单元116可以在不存在闪蒸区的情况下运行。例如，分离单元116可以包括旋风式相分离装置、分割塔或基于蒸气和液体的物理或机械分离的另一种类型的分离装置。
[0067] 分离器顶部产物118被送到气体分离纯化单元122。气体分离纯化单元122可以包括将分离器顶部产物118纯化的胺组件和将分离器顶部产物118分离为氢气124和轻质气体126(如C1-C5烃气体、
硫化氢、
氨或其他轻质气体)的分离组件。将氢气124再循环至加氢处理区112。在一些实例(未示出)中，可以将氢气124在返回至加氢处理区112之前在
压缩机中压缩。在一些实例中，如图1所示，可以将轻质气体126引导至热解部110以用于生产烯烃。在一些实例(未示出)中，可以将轻质气体126再循环至加氢处理区112或从转化系统110输出以用作燃料气或
液化石油气(LPG)。
[0068] 含有经加氢处理的流出物114的重质底部馏分的分离器底部产物120含有降低含量的污染物，如金属、硫或氮；增加的链烷烃含量(paraffinicity)；降低的BMCI(Bureau of Mines Correlation Index,矿务局相关指数)；和与输入至加氢处理区112中的原油的重质馏分108相比增加的API(American Petroleum Institute,美国石油协会)比重。分离器底部产物120被引导至分离单元128中。在一些实例中，可以在将分离器底部产物120分离为轻质馏分130和重质馏分132的分离单元128之前将分离器底部产物120在热交换器(未示出)中冷却。在一些实例中，分离单元128可以是闪蒸分离装置，如闪蒸罐。在一些实例中，分离单元128可以在不存在闪蒸区的情况下运行。例如，分离单元128可以包括旋风式相分离装置、分割塔或基于蒸气和液体的物理或机械分离的另一种类型的分离装置。分离单元128可以包括能够将与石脑油范围相似并且更广的烃馏分(如富含芳烃前体的烃馏分)分馏的一个或多个分离装置。
[0069] 来自分离单元128的轻质馏分130包括之前脱硫并且被加氢处理区112处理的烃。例如，轻质馏分130可以包括石脑油。轻质馏分130可以包括具有约150℃至约230℃约150℃、约160℃、约170℃、约180℃、约190℃、约200℃、约210℃、约220℃、约230℃或其他温度的初沸点和终沸点的烃。重质馏分132可以包括具有约150℃至约230℃如约150℃、约160℃、约170℃、约180℃、约190℃、约200℃、约210℃、约220℃、约230℃或其他温度的初沸点；
和540℃以上的终沸点的烃。轻质馏分130、重质馏分132或二者的初沸点和终沸点可以取决于输入至转化系统100中的原油102的类型。
[0070] 在一些情况中，来自分离单元128的轻质馏分130被送到重整器138如石脑油重整单元中。在一些情况中，如在轻质馏分的芳烃含量相当大的情况下，可以将轻质馏分沿着备选路径130’送到在下文中更详细讨论的芳烃抽提单元134，并且可以将从芳烃抽提单元134输出的芳烃物流136送到重整器138。因为将轻质馏分130在重整器138上游的加氢处理区112中处理，在将轻质馏分130进料至重整器138中之前不进行轻质馏分130的加氢处理。也在下文中更详细讨论的重整器138将轻质馏分130转化为富含多种芳烃如苯、甲苯和二甲苯的重整油。在一些实例中，重整器138以较低的苯产量为代价实现高的二甲苯产量。重整器
138也可以产生烃副产物如氢气和轻质烃气体。通过在重整器138中处理轻质馏分130而有目的地产生芳烃使得能够提高来自转化系统100的芳烃的总收率。
[0071] 含有重整油和副产物的来自重整器138的输出物流140被进料至分离单元142中。在一些实例中，分离单元142可以是闪蒸分离装置，如闪蒸罐。在一些实例中，分离单元142可以在不存在闪蒸区的情况下运行。例如，分离单元142可以包括旋风式相分离装置、分割塔或基于蒸气和液体的物理或机械分离的另一种类型的分离装置。分离单元142将来自重整器138的输出物流140分离为包括液体重整油的液体物流144和包括来自重整器138的烃副产物如氢气和轻质烃气体的气体物流146。液体物流144被送到芳烃抽提单元134。气体物流146被送到纯化装置122以分离为氢124和轻质烃气体126。
[0072] 重整器138利用反应，如加氢裂化、异构化、脱氢环化和脱氢中的一种或多种，将轻质馏分130和芳烃物流136转化为富含芳烃如苯、甲苯和二甲苯的重整油。重整器138也可以产生烃副产物如氢和轻质烃气体。重整器可以包括与使芳烃产量最大化的催化过程相容的催化剂。例如，催化剂可以单或双功能金属催化剂(例如，铂、钯、铼、
锡、镓、铋或其他金属催化剂中的一种或多种)、含有卤素的催化剂、利用沸石如沸石L或ZSM-5沸石的催化剂、利用介孔或微孔的晶体或非晶体载体(例如，
氧化
铝、
二氧化硅或氧化铝
二氧化硅载体)的催化剂或可以使芳烃产量最大化的其他类型的催化剂。在美国专利号5,091,351和PCT专利申请公布号WO2000/009633中描述了适当的催化剂的实例，二者的内容都通过引用整体结合在本文中。
[0073] 可以选择重整器138的运行条件以使芳烃产量最大化。重整器138可以在约0.01巴至约50巴的压力如约0.01巴、约0.1巴、约0.5巴、约1巴、约5巴、约10巴、约20巴、约30巴、约40巴、约50巴或其他压力运行。在重整器138中的氢与烃的摩尔比可以为约1:1至约10:1，如约1:1、约2:1、约4:1、约6:1、约8:1、约10:1或其他比率。重整器138可以在约400℃至约600℃的温度如约400℃、约450℃、约500℃、约550℃、约600℃或其他温度运行。重整器可以以约0.1h-1至约5h-1的液时空速如约0.1h-1、约0.5h-1、约1h-1、约2h-1、约3h-1、约4h-1、约5h-1或其他液时空速运行。
[0074] 芳烃抽提单元134利用抽提技术如溶剂抽提、抽提蒸馏或其他抽提技术将来自重整油的芳烃与裂解
汽油分离。芳烃抽提单元134接收包含来自分离单元142的重整油、来自在下文中讨论的产物纯化单元150的裂解汽油149和任选的来自分离单元128的轻质馏分130’的液体物流144，并且产生富含芳烃如苯、甲苯和二甲苯中的一种或多种的富集芳烃物流148。可以通过在转化系统100外部的组件纯化并且收集富集芳烃物流148。可以将离开芳烃抽提单元134的非芳烃152再循环至加氢处理区112以进行进一步处理。
[0075] 回到分离单元128，重质馏分132被进料至分离单元154中。在分离单元154中，重质馏分132被分馏为包括重质组分的燃料油馏分156和包括轻质组分的蒸气馏分158。可以将燃料油馏分156与来自产物纯化单元150的裂解燃料油160和来自转化系统100的输出物合并为燃料油共混物。在一些实例中，分离单元154可以是闪蒸分离装置，如闪蒸罐。在一些实例中，分离单元154可以在不存在闪蒸区的情况下运行。例如，分离单元154可以包括旋风式相分离装置、分割塔或基于蒸气和液体的物理或机械分离的另一种类型的分离装置。
[0076] 来自分离单元128的蒸气馏分158被送到热解部110。蒸气馏分158可以具有对应于分离器底部产物120的初沸点的初沸点和约370℃至约600℃的终沸点。在热解部110中，蒸汽热解单元162在蒸汽的存在下将蒸气馏分158和来自气体分离纯化单元122的轻质气体126裂化为多种产物，如乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和裂解汽油中的一种或多种。在一些实例中，如图1所示，热解部110可以包括在蒸汽热解单元162中裂化之前加热蒸气馏分158的加热组件164。例如，加热组件164可以包括在蒸汽的存在下加热蒸气馏分158的
对流单元。在一些实例中，在热解部110中不包括加热组件164。
[0077] 蒸汽热解单元162和加热组件164可以在约400℃至约900℃的温度如约400℃、约500℃、约600℃、约700℃、约800℃、约900℃或其他温度运行。蒸汽热解单元162和加热组件
164可以各自以约0.05秒至约2秒的停留时间如约0.05秒、约0.1秒、约0.5秒、约1秒、约1.5秒、约2秒或其他停留时间运行。当加热组件164作为对流单元实施时，在对流单元中的蒸汽与烃的比率以重量计可以为约0.3:1至约2:1，如约0.3:1、约0.5:1、约1:1、约1.5:1、约2:1或其他比率。
[0078] 在一些实例中，热解部110可以包括从蒸气馏分158中移除任何剩余液体组分166并且将蒸气组分168送到蒸汽热解单元162的蒸气-液体分离单元165。被移除的液体组分166可以作为燃料油组分丢弃以与来自产物纯化单元150的裂解燃料油160合并。蒸气-液体分离单元165可以包括一个或多个蒸气液体分离装置，如在美国专利号9,255,230中描述的装置，其内容通过引用整体结合在本文中。在一些实例中，在热解部110中不包括蒸气-液体分离单元165。
[0079] 含有多种产物的产物物流170被从热解部110送到产物纯化单元150。在一些实例中，可以在产物纯化单元150中的处理之前将产物物流170冷却。例如，可以将产物物流170用骤冷溶液骤冷，在压缩机中压缩，脱水，或者进行这些处理中的多种的组合。
[0080] 产物纯化单元150将来自热解部110的产物物流168分离为其构成组分，如分别作为物流172、174、176、178、180、149排出的甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和裂解汽油中的一种或多种。例如，产物纯化单元150可以包括产生氢和甲烷的脱甲烷塔。产物纯化单元150也可以包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔以产生乙烯、丙烯、丁二烯和混合丁烯。在一些情况中在纯化过程之后，可以将由产物纯化单元150产生的氢182再循环回到加氢处理区
112。将裂解汽油149返回至芳烃抽提单元134以抽提任何剩余芳烃。尽管在图1的实例中示出了六个产物物流，例如根据产物纯化单元150所采用的分离单元的布置或产物纯化单元
150的目标收率或分布，可以由产物纯化单元150产生更多或更少的产物物流。
[0081] 通常包括C5-C9烃的在产物物流168分离为其构成组分之后剩余的裂解燃料油160可以与来自分离单元154的燃料油馏分156合并并且作为裂解燃料油共混物184如低硫燃料油共混物移除，例如，以在场外精炼厂中进行进一步处理。因为已经对燃料油馏分156和裂解燃料油160进行了加氢处理区112的选择性加氢处理，与输入至转化系统100中的原油102相比，裂解燃料油共混物184含有降低的量的杂
原子化合物如含硫化合物、含氮化合物或
金属化合物。裂解燃料油共混物184的这种组成有利于共混物182的进一步处理或者可以提供可用作低硫、低氮、重质燃料共混物的共混物184。
[0082] 在一些实例中，选择性加氢处理或氢化处理过程可以通过芳烃、尤其是多芳烃的缓和加氢裂化之后的饱和来提高原料(例如，原油输入物流102的重质馏分108)的链烷烃含量(或降低BMCI)。当加氢处理原油时，可以通过使原料经过发挥脱金属、脱硫和脱氮中的一种或多种的催化功能的一系列层状催化剂来移除污染物如金属、硫和氮。在一些实例中，进行加氢脱金属(HDM)和加氢脱硫(HDS)的催化剂的序列可以包括加氢脱金属催化剂、中间催化剂、加氢脱硫催化剂和最终催化剂。
[0083] 在HDM部中的催化剂可以基于γ氧化铝载体，其具有约140m2/g至约240m2/g的表面积。这种催化剂具有非常高的孔体积，如超过约1cm3/g的孔体积。孔尺寸可以主要是大孔，其提供大容量以吸收在催化剂表面上的金属和任选的
掺杂剂。在催化剂表面上的活性金属可以是镍(Ni)、钼(Mo)或二者的硫化物，其具有小于约0.15的Ni:(Ni+Mo)的摩尔比。与其他催化剂相比，在HDM催化剂上的镍的浓度较低，因为预期一些镍和
钒从原料本身中沉积，由此充当催化剂。掺杂剂可以是磷、
硼、硅和卤素中的一种或多种，例如，如在美国专利公布号US 2005/0211603中描述的，其内容通过引用整体结合在本文中。在一些实例中，催化剂可以是氧化铝挤出物或氧化铝珠的形式。例如，可以使用氧化铝珠促进在反应器中的催化剂HDM床的卸载，因为在床顶部金属吸收将会为30％至100％。
[0084] 可以使用中间催化剂进行加氢脱金属和加氢脱硫功能之间的过渡。中间催化剂可以具有中间的金属负载和孔尺寸分布。在HDM/HDS反应器中的催化剂可以是挤出物形式的氧化铝系载体，来自第VI族的至少一种催化金属(例如，钼、钨或二者)，或来自第VIII族的至少一种催化金属(例如，镍、钴或二者)，或它们中的任何两种以上的组合。催化剂可以含2
有至少一种掺杂剂，如硼、磷、卤素和硅中的一种或多种。中间催化剂可以具有约140m/g至约200m2/g的表面积，至少约0.6cm3/g的孔体积，和尺寸为约12nm至约50nm的介孔孔隙。
[0085] 在HDS部中的催化剂可以包含γ氧化铝系载体材料，其具有靠近HDM范围的上端的表面积，如约180m2/g至约240m2/g。HDS催化剂的较大的表面积导致相对较小的孔体积，如小于约1cm3/g的孔体积。催化剂含有来自第VI族的至少一种元素如钼，和来自第VIII族的至少一种元素如镍。催化剂还含有至少一种掺杂剂，如硼、磷、硅和卤素中的一种或多种。在一些实例中，可以使用钴(Co)提供相对较高的脱硫水平。在所需活性较高时，活性相的金属负载较高，使得Ni:(Ni+Mo)的摩尔比为约0.1至约0.3并且(Co+Ni):Mo的摩尔比为约0.25至约0.85。
[0086] 最终催化剂可以进行原料的氢化而不具有加氢脱硫的主要功能。在一些实例中，最终催化剂可以代替中间催化剂和在HDS部中的催化剂。最终催化剂可以通过镍促进，并且载体可以是宽孔γ氧化铝。最终催化剂可以具有接近HDM范围的上端的表面积，如约180m2/g至约240m2/g。最终催化剂的较大的表面积导致相对较小的孔体积，如小于约1cm3/g的孔体积。
[0087] 参照图2，在将原油转化为石油化学品的示例过程中，将原油分离为轻质馏分如气体和重质馏分如液体(202)。将轻质馏分送到热解部(204)以产生烯烃。将重质馏分送到加氢处理区(206)并且处理以移除杂质如硫、金属、氮或其他杂质(208)。
[0088] 将来自加氢处理区的经加氢处理的流出物分离为通常为气体的分离器顶部产物和基本上为液体的分离器底部产物(210)。将分离器顶部产物送到气体分离纯化单元(212)并且分离为氢气和轻质气体如C1-C5烃气体(214)。将轻质气体送到热解部(216)以产生烯烃。将氢纯化并且再循环至加氢处理区(218)。
[0089] 将经加氢处理的流出物的分离器底部产物进一步分离为轻质馏分和重质馏分(220)。将重质馏分进一步分离为燃料油馏分和蒸气馏分(222)。将蒸气馏分送到热解部(224)。将输入至热解部中的馏分裂化为多种产物，如乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和裂解汽油中的一种或多种(226)。将产物分离并且从转化系统输出(228)。
[0090] 将分离器底部产物的轻质馏分送到重整器(230)。将输入至重整器中的组分转化为富含芳烃如苯、甲苯和二甲苯的重整油(232)。将重整油与由重整器产生的副产物分离(234)。将重整油中的芳烃组分抽提并且从转化系统输出(236)。将重整油中的非芳烃组分再循环至加氢处理区(238)。将由重整器产生的副产物送到气体分离纯化单元(240)。
[0091] 其他实施方案也在所附
权利要求的范围内。
