一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法 |
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| 申请号 | CN201880020904.7 | 申请日 | 2018-02-02 | 公开(公告)号 | CN110506097A | 公开(公告)日 | 2019-11-26 |
| 申请人 | 沙特基础全球技术有限公司; | 发明人 | 阿尔诺·约翰尼斯·玛丽亚·奥普林斯; 安德鲁·马克·沃德; 劳尔·贝拉斯科·佩莱斯; 埃伊迪乌斯·雅各芭·玛丽亚·夏拉肯; 乔里斯·梵·威利根堡; | ||||
| 摘要 | 一种通过将 原油 分离成轻质组分和重质组分直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和 蒸汽 热解 的方法。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种用于直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的、加氢处理和蒸汽热解集成的方法，所述方法包含： |
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| 说明书全文 | 一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处相关申请的交叉引用 [0001] 本申请要求于2017年2月2日提交的欧洲专利申请号17154397.8、于2017年2月2日提交的欧洲专利申请号17154392.9、于2017年2月2日提交的欧洲专利申请号17154393.7、以及于2017年2月2日提交的欧洲专利申请号17154390.3的优先权的权益，其中每个的全部内容通过引用其整体并入本文。 技术领域[0002] 本发明涉及直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法。 背景技术[0003] 低级烯烃(即乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯)和芳族化合物(即苯、甲苯和二甲苯)是广泛用于石油化学和化学工业的基本中间体。热裂化或蒸汽热解是形成这些材料的主要类型的方法，通常在存在蒸汽的条件下和在不存在氧的条件下。用于蒸汽热解的原料可包括石油气和馏出物如石脑油、煤油和瓦斯油。这些原料的可用性通常是有限的，并且在原油精炼中需要昂贵的和能量密集的工艺步骤。 [0004] WO2013033293涉及一种生产加氢处理产物的方法，其包含：将包含重质油进料组分和溶剂组分的组合原料暴露于加氢处理催化剂以形成加氢处理流出物，分离加氢处理流出物以形成至少液体流出物，和将液体流出物的第一部分分馏以形成至少馏出物产物，其中溶剂包含至少一部分馏出物产物，90wt％的所述至少一部分馏出物产物具有149℃至399℃的沸腾范围中的沸点。 [0005] WO2013112967涉及一种直接加工原油以生产石化产品如烯烃和芳族化合物的集成溶剂脱沥青、加氢处理和蒸汽热解的方法。 [0006] US2013220884和US2013197284涉及一种直接加工原油以生产石化产品例如烯烃和芳族化合物的集成加氢处理、溶剂脱沥青和蒸汽热解的方法。 [0007] US2013228496涉及一种直接加工原油以生产石化产品如烯烃和芳族化合物的集成溶剂脱沥青和蒸汽热解的方法。发明目的 [0008] 发明的一个目的是提供一种原油蒸汽裂化方法，其包含原油馏分的加氢处理。 [0009] 本发明的另一个目的是提供一种原油蒸汽裂化方法，其包含原油馏分的加氢处理，其中优选仅对烃馏分进行加氢处理过程，所述方法受益于这样的加氢处理过程。 [0010] 本发明的另一个目的是提供一种直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和加氢裂化的方法，其中采用特定类型的加氢裂化。 [0011] 本发明的另一个目的是提供直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理的方法，其中将高价值的烃料流进行内部再循环。 [0012] 本发明的另一个目的是提供直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法，其中将高价值的烃料流进行内部再循环。 发明内容[0013] 因此本发明部分涉及一种用于直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法，所述方法包含以下步骤：(a1)将原油分离成轻质组分和重质组分，其中所述重质组分的沸点范围的较低沸点在约260℃至约350℃的范围内；(b1)将重质组分和氢装料到加氢处理区，所述加氢处理区在有效产生具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数的加氢处理流出物的条件下运行；(c1)将加氢处理流出物和蒸汽装料到蒸汽热解区的对流区段；(d1)加热来自步骤(c1)的混合物并将其通入气-液(vapor-liquid)分离区段；(e1)从蒸汽热解区中除去来自气-液分离区段的残余部分；(f1)将来自步骤(a1)的轻质组分、来自气-液分离区段的轻质部分和蒸汽装料到蒸汽热解区进行热裂化；(g1)从蒸汽热解区回收混合产物料流；(h1)分离热裂化混合产物料流；(i1)纯化在步骤(h1)中回收的氢并将其再循环到步骤(b1)；(j1)从分离的混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物；和(k1)从分离的混合产物料流中回收热解燃料油。根据此实施方案的集成方法优选进一步包含步骤(l1)，步骤(l1)包含：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得如步骤(j1)中的烯烃和芳族化合物以及如步骤(k1)中的热解燃料油；并且步骤(i1)包含：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。所述从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢的步骤优选包含：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。在一种用于直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法的此系统的一种优选实施方案中，将来自气-液分离区段的残余部分与在步骤(k1)中回收的热解燃料油混合。所述将加热的加氢处理流出物分离成蒸气馏分和液体馏分的步骤优选用基于物理与机械分离的气-液分离装置来进行。一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法的这种实施方案优选包含：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经过热裂化的加氢处理流出物，且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(h1)中分离之前的混合产物料流合并。 [0014] 本发明也涉及一种直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的方法，所述方法包含以下步骤：(a2)将原油在存在氢的条件下在有效产生加氢处理流出物的条件下进行加氢处理，所述加氢处理流出物具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数；(b2)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的条件下在有效产生混合产物料流的条件下进行热裂化；(c2)在渣油加氢裂化区中处理源自加氢处理流出物、蒸汽热解区中的加热的料流或混合产物料流中的一种或多种的重质组分以产生渣油中间产物，其中所述渣油加氢裂化区选自由沸腾床、移动床和固定床型反应器组成的组；(d2)将渣油中间产物输送至热裂化步骤；和(e2)从混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物。 [0015] 本发明也涉及一种直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理方法，所述方法包含以下步骤：(a3)将原油和浆料工艺产物在存在氢的条件下在有效产生加氢处理流出物的条件下进行加氢处理，所述加氢处理流出物具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数；(b3)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的条件下在有效产生混合产物料流的条件下进行热裂化；(c3)在浆料加氢处理区中处理源自加氢处理流出物、蒸汽热解区中的加热的料流或混合产物料流中的一种或多种的重质组分，以产生浆料中间产物；(d3)将浆料中间产物输送至热裂化步骤；(e3)分离包括热裂化产物和浆料中间产物的合并产物料流；(f3)纯化在步骤(e)中回收的氢并将其再循环到加氢处理的步骤；(g3)从分离的合并产物料流中回收烯烃和芳族化合物，其中所述方法进一步包含：在气-液分离区中将来自步骤(a3)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，其中将蒸气相在步骤(b3)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(a3)中处理。 [0016] 因此本发明也涉及一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解方法，所述方法包含以下步骤：(a4)将原油和氢装料到加氢处理区，所述加氢处理区在有效产生具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数的加氢处理流出物的条件下运行；(b4)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的下进行热裂化以产生混合产物料流；(c4)将热裂化混合产物料流分离成氢、烯烃、芳族化合物和热解燃料油；(d4)纯化在步骤(c4)中回收的氢并将其再循环到步骤(a4)；(e4)从分离的混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物；和(f4)从分离的混合产物料流中回收热解燃料油，其中所述方法进一步包含：在加氢处理流出物分离区中将来自加氢处理区的加氢处理流出物分离成重质馏分和轻质馏分，其中轻质馏分是在步骤(b4)中热裂化的加氢处理流出物，并且其中重质馏分的至少一部分用作急冷区入口的急冷介质。 [0018] 术语“约”或“大约”被定义为接近，如本领域普通技术人员所理解的。在一个非限制性实施方案中，这些术语被定义为在10％以内，优选在5％以内，更优选在1％以内，最优选在0.5％以内。 [0019] 术语“wt.％”、“vol.％”或“mol.％”分别指基于包括所述组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数计，所述组分的重量、体积或摩尔百分比。在非限制性实例中，在100摩尔所述材料中10摩尔组分为10mol.％的所述组分。 [0020] 术语“基本上”及其变型被定义为包括10％以内、5％以内、1％以内或0.5％以内的范围。当在权利要求和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“预防”或“避免”或这些术语的任意变型包括任意可测量的减少量或完全抑制以实现期望的结果。 [0021] 术语“有效”，如在说明书和/或权利要求中使用的该术语，表示足以实现期望的、预期的或意图的结果。 [0022] 当在权利要求或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，术语“一(a)”或“一(an)”的使用可以表示“一个”，但是它也与“一个或多个”“至少一个”和“一个或多于一个”的含义一致。 [0023] 术语“包含(comprising)”(和任何形式的包含，如“包含(comprise)”和“包含(comprises)”)、“具有(having)”(和任何形式的具有，如“具有(have)”和“具有(has)”)、“包括(including)”(和任何形式的包括，如“包括(includes)”和“包括(include)”)或“含有(containing)”(和任何形式的含有，例如“含有(contains)”和“含有(contain)”)都是包括性的或开放式的，不排除额外的、未列举的元素或方法步骤。 [0024] 本发明的方法可以“包含”贯穿说明书公开的特定成分、组分、组合物等，“基本上由其组成”或“由其组成”。 [0025] 在本发明的上下文中，现描述三十五个实施方案。实施方案1是一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法。所述方法包括以下步骤：(a1)将原油分离成轻质组分和重质组分，其中所述重质组分的沸点范围的较低沸点在约 260℃至约350℃的范围内；(b1)将重质组分和氢装料到加氢处理区，所述加氢处理区在有效产生具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数的加氢处理流出物的条件下运行；(c1)将加氢处理流出物和蒸汽装料到蒸汽热解区的对流区段；(d1)加热来自步骤(c1)的混合物并将其通入气-液分离区段；(e1)从蒸汽热解区中除去来自气-液分离区段的残余部分；(f1)将来自步骤(a1)的轻质组分、来自气-液分离区段的轻质部分和蒸汽装料到蒸汽热解区进行热裂化；g.从蒸汽热解区回收混合产物料流；(h1)分离热裂化混合产物料流；(i1)纯化在步骤(h1)中回收的氢并将其再循环到步骤(b1)；(j1)从分离的混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物；和(k1)从分离的混合产物料流中回收热解燃料油。实施方案2是如实施方案1所述的集成方法，其中步骤(h1)包括：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得如步骤(j1)中的烯烃和芳族化合物以及如步骤(k1)中的热解燃料油；并且步骤(i1)包括：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。实施方案3是如实施方案2所述的集成方法，其中所述从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢进一步包括：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。实施方案4是如实施方案1所述的集成方法，其中将来自气-液分离区段的残余部分与在步骤(k1)中回收的热解燃料油混合。实施方案5是如实施方案1所述的集成方法，其中将加热的加氢处理流出物分离成蒸气馏分和液体馏分用基于物理与机械分离的气-液分离装置来进行。实施方案6是如实施方案1所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经过热裂化的加氢处理流出物，并且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(h1)中分离之前的混合产物料流合并。 [0026] 实施方案7是一种直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的方法。所述方法包括以下步骤：(a2)将原油在存在氢的条件下在有效产生加氢处理流出物的条件下进行加氢处理，所述加氢处理流出物具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数；(b2)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的条件下在有效产生混合产物料流的条件下进行热裂化；(c2)在渣油加氢裂化区中处理源自加氢处理流出物、蒸汽热解区中的加热的料流或混合产物料流中的一种或多种的重质组分以产生渣油中间产物，其中所述渣油加氢裂化区选自由沸腾床、移动床和固定床型反应器组成的组；(d2)将渣油中间产物输送至热裂化步骤；和(e2)从混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物。实施方案8是如实施方案7所述的集成方法，其进一步包括从合并的混合产物料流中回收热解燃料油，以用作在步骤(c2)中裂化的重质组分的至少一部分的步骤。实施方案9是如实施方案7所述的集成方法，其进一步包括在气-液分离区中将来自步骤(a2)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相的步骤，其中将蒸气相在步骤(b2)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(c2)中处理。实施方案10是如实施方案7所述的集成方法，其中步骤(b2)进一步包含：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(c2)中处理的重质组分的至少一部分。实施方案11是如实施方案10所述的集成方法，其中所述将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相用基于物理与机械分离的气-液分离装置来进行。实施方案12是如实施方案7所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得烯烃和芳族化合物。实施方案13是如实施方案7所述的集成方法，其进一步包括纯化来自混合产物料流的氢并将其再循环至加氢处理步骤的步骤。实施方案14是如实施方案13所述的集成方法，其包括对从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区的步骤。实施方案15是如实施方案13所述的集成方法，其中从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢进一步包含：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。实施方案16是如实施方案9所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是热裂化步骤的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e2)中分离之前的合并产物料流合并。实施方案17是如实施方案10所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是气-液分离区的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e2)中分离之前的合并产物料流合并。 [0027] 实施方案18是一种直接转化原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理的方法。所述方法包括以下步骤：(a3)将原油和浆料工艺产物在存在氢的条件下在有效产生加氢处理流出物的条件下进行加氢处理，所述加氢处理流出物具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数；(b3)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的条件下在有效产生混合产物料流的条件下进行热裂化；(c3)在浆料加氢处理区中处理源自加氢处理流出物、蒸汽热解区中的加热的料流或混合产物料流中的一种或多种的重质组分，以产生浆料中间产物；(d3)将浆料中间产物输送至热裂化步骤；(e3)分离包括热裂化产物和浆料中间产物的合并产物料流；(f3)纯化在步骤(e3)中回收的氢并将其再循环到加氢处理步骤；和(g3)从分离的合并产物料流中回收烯烃和芳族化合物，其中所述方法进一步包括在气-液分离区中将来自步骤(a3)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相的步骤，其中将蒸气相在步骤(b3)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(a3)中处理。实施方案19是如实施方案18所述的集成方法，其进一步包括从合并的混合产物料流中回收热解燃料油，以用作步骤(c3)中裂化的重质组分的至少一部分的步骤。实施方案20是根据前述实施方案中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括在气-液分离区中将来自步骤(a3)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相的步骤，其中将蒸气相在步骤(b3)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(c3)中处理。实施方案21是根据实施方案18至20中的任一项或多项所述的集成方法，其中步骤(b3)进一步包括以下步骤：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(a3)中处理的重质组分的至少一部分。实施方案22是根据实施方案18至21中的任一项或多项所述的集成方法，其中步骤(b3)进一步包括以下步骤：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(c3)中处理的重质组分的至少一部分。实施方案23是根据实施方案18至22中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括排出来自步骤(a3)的所述加氢处理流出物以用作在步骤(a3)中处理的重质组分的至少一部分的步骤。实施方案24是根据实施方案18至23中的任一项或多项所述的集成方法，其中步骤(e3)包括：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得烯烃和芳族化合物；并且步骤(f3)包括：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。实施方案25是根据前述实施方案18至24中的任一项或多项所述的集成方法，其中从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢进一步包括单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料的步骤。实施方案26是根据前述实施方案18至25中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是热裂化步骤的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e3)中分离之前的合并产物料流合并。实施方案27是根据前述实施方案18至26中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是气-液分离区的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e3)中分离之前的合并产物料流合并。 [0028] 实施方案28是一种直接加工原油以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理和蒸汽热解的方法。所述方法包括以下步骤：(a4)将原油和氢装料到加氢处理区，所述加氢处理区在有效产生具有降低的污染物含量、增加的链烷烃含量、降低的美国矿务局关联指数和增加的美国石油学会燃油比重度数的加氢处理流出物的条件下运行；(b4)将加氢处理流出物在蒸汽热解区中在存在蒸汽的条件下进行热裂化以产生混合产物料流；(c4)将热裂化混合产物料流分离成氢、烯烃、芳族化合物和热解燃料油；(d4)纯化在步骤(c4)中回收的氢并将其再循环到步骤(a4)；(e4)从分离的混合产物料流中回收烯烃和芳族化合物；和(f4)从分离的混合产物料流中回收热解燃料油，其中所述方法进一步包括以下步骤：在加氢处理流出物分离区中将来自加氢处理区的加氢处理流出物分离成重质馏分和轻质馏分，其中轻质馏分是在步骤(b4)中被热裂化的加氢处理流出物，并且其中重质馏分的至少一部分用作急冷区入口的急冷介质。实施方案29是如实施方案28所述的集成方法，其中将重质馏分的至少一部分与在步骤(f4)中回收的热解燃料油混合。实施方案30是根据前述实施方案28至29中的任一项或多项所述的集成方法，其中步骤(c4)包括以下步骤：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得如步骤(e4)中的烯烃和芳族化合物以及如步骤(f4)中的热解燃料油；并且步骤(d4)包括：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。实施方案31是根据前述实施方案28至29中的任一项或多项所述的集成方法，其中从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢进一步包括：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。实施方案32是根据前述实施方案28至31中的任一项或多项所述的集成方法，其中所述热裂化步骤包括：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气馏分和液体馏分，将蒸气馏分通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液体馏分。实施方案33是根据前述实施方案38至32中的任一项或多项所述的集成方法，其中将排出的液体馏分与在步骤(f4)中回收的热解燃料油混合。实施方案34是根据前述实施方案28至33中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经过热裂化的加氢处理流出物，并且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(c4)中分离之前的混合产物料流合并。实施方案35是根据前述实施方案28至34中的任一项或多项所述的集成方法，其进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经分离成轻质馏分和重质馏分的加氢处理流出物，并且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(c4)中分离之前的混合产物料流合并。 [0029] 本发明的其它目的、特征和优点将从以下附图、详细描述和实施例中变得明显。然而，应理解，附图、详细说明和实施例虽然表明了本发明的具体实施方案，但仅以说明的方式给出，而并不意味着限制。另外，预期通过该详细描述，在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员而言将变得显而易见。在另外的实施方案中，来自特定实施方案的特征可以与来自其它实施方案的特征组合。例如，来自一个实施方案的特征可以与来自任意其它实施方案的特征组合。在另外的实施方案中，可以将附加特征增加到本文描述的特定实施方案中。 附图说明[0030] 图1是本发明的集成方法的一个实施方案的工艺流程图。 [0031] 图2是包括集成加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的本发明方法的实施方案的工艺流程图。 [0032] 图3是根据包括集成加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理的本发明方法的工艺流程图。 [0033] 图4是包括集成加氢处理和蒸汽热解的方法和系统的工艺流程图。 具体实施方式[0034] 下面将参考附图进一步详细描述本发明。 [0035] 图1中示出了包括根据上述实施方案1的包括氢再分布的集成加氢处理和蒸汽热解的方法和系统的工艺流程图。所述集成系统大体上包括初始进料分离区20、选择性催化加氢处理区、蒸汽热解区30和产物分离区。 [0036] 通常，将原油进料闪蒸，由此将较轻质馏分(具有的沸点在含有需要进一步裂化的最少烃和含有易于释放的氢的范围内，例如至多约185℃)直接通入蒸汽热解区，并且仅对必要馏分(即具有低于预定氢含量的馏分)进行加氢处理。这是有利的，因为其在加氢处理反应器中提供增加的氢分压，从而改善氢经饱和而转移的效率。这将减少氢溶液损失和H2消耗。将原油原料中所含有的易于释放的氢再分布以使产物如乙烯的产率最大化。氢的再分布使得重质产物总体减少，并增加轻质烯烃的产生。 [0037] 第一分离区20包括用于接收原料料流1的入口、用于排出轻质馏分22的出口和用于排出重质馏分21的出口。分离区20可以是单级分离装置，如具有约260℃至约350℃范围内的分馏界点(cut point)的这样的闪蒸分离器。该特定分馏界点的益处是在加氢处理反应区4中将仅处理重质部分。 [0038] 在额外的实施方案中，分离区20包括气旋相分离装置或基于蒸气与液体的物理或机械分离的其它分离装置或基本上由其组成(即，在没有闪蒸区的情况下操作)。 [0039] 加氢处理区包括加氢处理反应区4，其包括用于接收从蒸汽热解产物料流再循环的轻质烃馏分21与氢2的混合物以及必要时的补充氢的入口。加氢处理反应区4进一步包括用于排出加氢处理流出物5的出口。 [0040] 将来自加氢处理反应器的反应器流出物5在热交换器(未示出)中冷却并送到高压分离器6。将分离器顶部物7在胺单元12中清洗，将所得的富氢气体料流13通入再循环压缩机14以用作加氢处理反应器中的再循环气体15。将基本上为液相的来自高压分离器6的底部物料流8冷却并引入到低压冷分离器9，在其中将其分离成气体料流和液体料流10。来自低压冷分离器的气体包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃如C1-C4烃。典型地，将这些气体送去进一步处理，如明火处理(flare processing)或燃料气体处理。根据本文的某些实施方案，通过将包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃如C1-C4烃的气体料流11与蒸汽裂化器产物44合并来回收氢。液体料流10的全部或部分充当蒸汽热解区30的进料。 [0041] 蒸汽热解区30大体上包含对流区段32和热解区段34，其可基于本领域已知的蒸汽热解单元操作进行操作，即在存在蒸汽的条件下将热裂化进料装料到对流区段。此外，在本文所述的某些任选实施方案中(如图1中虚线所示)，在区段32和34之间包括气-液分离区段36。来自对流区段32的加热的蒸汽裂化进料所通过的气-液分离区段36可以是基于蒸气与液体的物理或机械分离的分离装置。 [0042] 通常，中间急冷混合产物料流44在压缩和分馏区段中进行分离。这样的压缩和分馏区段在本领域中是公知的。 [0043] 在一个实施方案中，将混合产物料流44转化为中间产物料流65和氢气62，在本发明方法中将其进行纯化并在加氢处理反应区4中用作再循环氢料流2。可进一步包含氢的中间产物料流65通常在分离区70中被分馏成终产物和渣油，分离区70可以是一个或多个分离单元，如包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的多个分馏塔，例如如本领域普通技术人员已知的。 [0044] 通常，产物分离区70包括与产物料流65流体连通的入口和多个产物出口73-78，包括用于排出甲烷(其任选地可以与料流63合并)的出口78、用于排出乙烯的出口77、用于排出丙烯的出口76、用于排出丁二烯的出口75、用于排出混合丁烯的出口74和用于排出热解汽油的出口73。额外地，设置出口用于排出热解燃料油71。任选地，将来自气-液分离区段36的燃料油部分38与热解燃料油71合并，并可作为热解燃料油共混物72(例如低硫燃料油混合物)取回，以在场外精炼设备进一步加工。注意，虽然示出了六个产物出口，但是根据例如所采用的分离单元的布置以及产率和分布要求，可以设置更少或更多的产物出口。 [0045] 在采用图1所示的布置的方法的一个实施方案中，在第一分离区20中将原油原料1分离成轻质馏分22和重质馏分21。将轻质馏分22输送到热解区段36，即绕过加氢处理区，以与蒸汽裂化中间产物的部分合并并产生如本文所述的混合产物料流。 [0046] 将重质馏分21与有效量的氢气2和15混合以形成合并料流3。在300℃至450℃范围内的温度下将掺和物3装料到选择性加氢处理反应区4的入口。例如，加氢处理区可以包括一个或多个含有有效量的加氢脱金属催化剂的床，和一个或多个含有有效量的具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化功能的加氢处理催化剂的床。在额外的实施方案中，加氢处理反应区4包括多于两个催化剂床。在进一步的实施方案中，加氢处理反应区4包括多个反应容器，每个反应容器含有一个或多个(例如不同功能的)催化剂床。 [0047] 加氢处理反应区4在将原油原料有效加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化的参数下操作。在某些实施方案中，采用以下条件进行加氢处理：在300℃至450℃的范围内的操作温度；在30bar至180bar的范围内的操作压力；和在0.10h-1至10h-1的范围内的液时空速。 [0048] 将来自加氢处理区4的反应器流出物5在交换器(未示出)中冷却并送到可能包含高压冷或热分离器6的分离器。将分离器顶部物7在胺单元12中清洗，将所得的富氢气体料流13通入再循环压缩机14以用作加氢处理反应区4中的再循环气体15。将基本上为液相的来自高压分离器6的分离器底部物8冷却，然后引入到低压冷分离器9。可将包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃(可包括C1-C4烃)的剩余气体(料流11)从低压冷分离器中常规地清除，并送去进一步处理，如明火处理或燃料气体处理。在本发明方法的某些实施方案中，通过将料流11(如虚线所示)与来自蒸汽裂化器产物的裂化气体(料流44)合并来回收氢。将来自低压分离器9的底部物10任选地送至蒸汽热解区30。 [0049] 加氢处理流出物10含有降低含量的污染物(即金属、硫和氮)、增加的链烷烃含量、降低的BMCI和增加的美国石油学会(API)燃油比重度数。 [0050] 将加氢处理流出物10通入对流区段32，并引入有效量的蒸汽，例如经由蒸汽入口(未示出)加入。在对流区段32中，例如使用一个或多个废热料流或其它合适的加热布置将混合物加热到预定温度。将热解进料料流和蒸汽的加热混合物通入热解区段34以产生混合产物料流39。在某些实施方案中，将来自区段32的加热混合物通过气-液分离区段36，其中将一部分38作为适合于与热解燃料油71共混的低硫燃料油组分而废弃。 [0051] 蒸汽热解区30在有效将加氢处理流出物10裂化成包括乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油的所需产物的参数下操作。在某些实施方案中，蒸汽裂化采用以下条件进行：在对流区段和热解区段中的400℃至900℃范围内的温度；0.3:1至2:1范围内的对流区段中的蒸汽与烃的比率；和0.05秒至2秒的范围内的在热解区段中的停留时间。 [0052] 将混合产物料流39通入急冷区40(具有经由单独的入口引入的急冷溶液42(例如水和/或热解燃料油))的入口，以产生具有降低的温度例如约300℃的急冷混合产物料流44，并且将用过的急冷溶液46再循环和/或净化。 [0053] 来自裂化器的气体混合物流出物39典型地是氢、甲烷、烃、二氧化碳和硫化氢的混合物。在用水和/或油急冷剂冷却后，将混合物44进行压缩和分离。在一个非限制性实例中，在典型地包含4-6个级的多级压缩机中压缩料流44以产生压缩气体混合物52，其中所述多级压缩机可包括压缩机区51。可以在苛性碱处理单元53中处理压缩气体混合物52，以产生硫化氢和二氧化碳贫化的气体混合物54。可在压缩机区55中进一步压缩气体混合物54。所得裂化气体56可以在单元57中经过深冷处理以脱水，并且可以通过使用分子筛进一步干燥。 [0054] 可以将来自单元57的冷的裂化气体料流58通入脱甲烷塔59，从其中产生包含来自裂化气体料流的氢和甲烷的塔顶料流60。然后将来自脱甲烷塔59的底部物料流65送至产物分离区70中进一步处理，产物分离区70包含包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的分馏塔。也可采用具有不同顺序的脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的工艺配置。 [0055] 根据本文的方法，在脱甲烷塔59处与甲烷的分离和在单元61中的氢回收之后，获得纯度为典型地80-95vol％的氢62。单元61中的回收方法包括深冷回收(例如在约-157℃的温度下)。然后将氢料流62通入氢纯化单元64，如变压吸附(PSA)单元以获得纯度为99.9％+的氢料流2，或膜分离单元以获得纯度为约95％的氢料流2。然后将纯化氢料流2再循环返回以充当加氢处理区所需氢的主要部分。此外，可以利用小比例以用于乙炔、甲基乙炔和丙二烯的氢化反应(未示出)。此外，根据本文的方法，可以将甲烷料流63任选地再循环到蒸汽裂化器以用作燃烧器和/或加热器的燃料。 [0056] 将来自脱甲烷塔59的底部物料流65输送到产物分离区70的入口，以分别经由出口78、77、76、75、74和73分离成甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油。热解汽油通常包括C5-C9烃，并且可以从此馏分(cut)中分离苯、甲苯和二甲苯。任选地，将底部沥青相29和来自气-液分离区段36的未汽化重质液体馏分38中的一者或两者与来自分离区70的热解燃料油71(例如，在高于最低沸腾的C10化合物的沸点的温度下沸腾的材料，称为“C10+”料流)合并，并且将混合料流作为热解燃料油共混物72取回，例如以在场外精炼装置(未示出)中进一步加工。 [0057] 本发明人还发现，在大多数情况下，存在于原油中的金属组分已经通过加氢处理去除到一定程度。因此，现在渣油加氢裂化区优选选自由沸腾床、移动床和固定床型反应器组成的组。优选地，例如在实施方案7中所述，集成方法进一步包含：从合并的混合产物料流中回收热解燃料油，以用作步骤(c2)中裂化的重质组分的至少一部分。根据此优选实施方案，本方法进一步包含：在气-液分离区中将来自步骤(a2)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，其中将蒸气相在步骤(b2)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(c2)中处理。在又一个实施方案中，步骤(b2)进一步包含：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(c2)中处理的重质组分的至少一部分，其中所述将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相优选用基于物理与机械分离的气-液分离装置来进行。本发明的这种将原油直接转化以生产烯属和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的方法优选进一步包含：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得烯烃和芳族化合物。本发明的此集成方法优选进一步包含：纯化来自混合产物料流的氢并将其再循环至加氢处理步骤。本发明的方法优选包含：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。所述从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢的步骤进一步包含：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。这种集成加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的方法优选进一步包括以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是热裂化步骤的进料，并将源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e2)中分离之前的合并产物料流合并。根据优选实施方案，此方法进一步包含：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是气-液分离区的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e2)中分离之前的合并产物料流合并。 [0058] 图2示出了包括刚才所述的集成的加氢处理、蒸汽热解和渣油加氢裂化的工艺流程图，此集成系统大体包括选择性加氢处理区、蒸汽热解区、渣油加氢裂化区和产物分离区。选择性加氢处理区大体包括加氢处理反应区104，其具有用于接收含有进料101和从蒸汽热解产物料流再循环的氢102的混合物以及必要时的补充氢(未示出)的入口。加氢处理反应区104进一步包括用于排出加氢处理流出物105的出口。 [0059] 将来自加氢处理反应区104的反应器流出物105在热交换器(未示出)中冷却并送到高压分离器106。将分离器顶部物107在胺单元112中清洗，将所得的富氢气体料流113通入再循环压缩机114以用作加氢处理反应器中的再循环气体115。将基本上为液相的来自高压分离器106的底部物料流108冷却并引入到低压冷分离器109，在其中将其分离成气体料流和液体料流110。来自低压冷分离器的气体包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃如C1-C4烃。典型地，将这些气体送去进行进一步处理，例如明火处理或燃料气体处理。根据本文所述方法和系统的某些实施方案，通过将料流11与蒸汽裂化器产物144合并作为产物分离区的合并进料从料流11回收氢和其它烃。全部或部分液体料流110a充当蒸汽热解区130的加氢处理裂化进料。 [0060] 蒸汽热解区130大体包含对流区段132和热解区段，其可基于本领域已知的蒸汽热解单元操作进行操作，即在存在蒸汽的条件下将热裂化进料装料到对流区段。 [0061] 在某些实施方案中，在区段132和134之间包括气-液分离区136。来自对流区段132的加热的裂化进料所通过并被分馏的气-液分离区136可以是闪蒸分离装置、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0062] 在额外的实施方案中，在区段132的上游包括气-液分离区118。在气-液分离区118中将料流110a分馏成蒸气相和液相，气-液分离区118可以是闪蒸分离装置、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0063] 在此方法中，所有废弃的渣油或再循环的底部物，例如料流119、138和172，已经经过加氢处理区，并且与初始进料相比含有减少量的杂原子化合物，杂原子化合物包括含硫、含氮和金属化合物。可以将这些渣油料流的全部或部分装料到如本文所述的渣油加氢裂化区122(任选地经由渣油加氢裂化共混单元120)。 [0064] 还将急冷区140集成在蒸汽热解区130的下游，并且急冷区140包括与蒸汽热解区130的出口流体连通的用于接收混合产物料流139的入口、用于接纳急冷溶液142的入口、用于将急冷的混合产物料流144排出到分离区的出口和用于排出急冷溶液146的出口。 [0065] 通常，将中间急冷混合产物料流144转化为中间产物料流165和氢162。将回收的氢纯化并在加氢处理反应区中用作再循环氢料流102。中间产物料流165通常在分离区170中被分馏成终产物和渣油，分离区70可以是一个或多个分离单元，如包括如本领域普通技术人员已知的脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的多个分馏塔。 [0066] 产物分离区170与产物料流165流体连通并包括多个产物173-178，包括用于排出甲烷的出口178、用于排出乙烯的出口177、用于排出丙烯的出口176、用于排出丁二烯的出口175、用于排出混合丁烯的出口174和用于排出热解汽油的出口173。额外地，回收热解燃料油171，例如作为低硫燃料油共混物，以在场外精炼设备中进一步加工。可以将排出的热解燃料油的一部分172装料到渣油加氢裂化区(如虚线所示)。注意，虽然示出了六个产物出口以及氢再循环出口和底部物出口，但是根据例如所采用的分离单元的布置以及产率和分布要求，可以设置更少或更多的产物出口。 [0067] 渣油加氢裂化区122可以包括现有的或改进的(即，尚待开发的)渣油加氢裂化操作(或单元操作系列)，其将相对低价值的渣油或底部物(例如，常规地来自真空蒸馏塔或常压蒸馏塔，以及在本系统中来自蒸汽热解区130)转化为相对较低分子量的烃气体、石脑油、以及轻质和重质瓦斯油。渣油加氢裂化区122的进料包括全部或部分来自气-液分离区118的底部物119或全部或部分来自气-液分离区136的底部物138。额外地，如本文所述，来自产物分离区170的热解燃料油171的全部或部分172可以作为渣油加氢裂化区122的装料进行合并。 [0068] 渣油加氢裂化是适用于渣油加氢裂化方法的油精炼加工单元，所述渣油加氢裂化方法是将渣油转化为LPG、轻质馏分、中间馏分和重质馏分的方法。渣油加氢裂化方法是本领域公知的；参见例如Alfke等人的(2007)loc.cit。在本发明的上下文中，渣油加氢裂化采用两种基本的反应器类型，它们是固定床(滴流床)反应器类型和沸腾床反应器类型。固定床渣油加氢裂化方法是成熟的，并且能够加工污染的料流如常压渣油和减压渣油以产生轻质和中间馏分，所述轻质和中间馏分可以进一步加工以产生烯烃和芳族化合物。固定床渣油加氢裂化方法中使用的催化剂一般包含在难熔载体(通常为氧化铝)上的一种或多种选自由Co、Mo和Ni组成的组的元素。在高度污染的进料的情况下，固定床渣油加氢裂化方法中的催化剂也可以在一定程度上补充(移动床)。工艺条件一般包含350-450℃的温度和2-20MPa表压的压力。沸腾床渣油加氢裂化方法也是成熟的，并且其特征尤其在于催化剂被连续地替换，从而允许处理高度污染的进料。沸腾床渣油加氢裂化方法中使用的催化剂一般包含在难熔载体(通常为氧化铝)上的一种或多种选自由Co、Mo和Ni组成的组的元素。所采用的催化剂的小粒度有效地提高了其活性(参见适于固定床应用的形式的类似配方)。这两个因素允许沸腾床加氢裂化方法与固定床加氢裂化单元相比实现明显更高的轻质产物收率和更高的加氢水平。工艺条件一般包含350-450℃的温度和5-25MPa表压的压力。在实践中，只有当要求高度污染的重质料流的高转化率时，才证明与沸腾床反应器相关的额外成本是合理的。在这些情形下，非常大分子的有限转化和与催化剂失活有关的困难使得固定床方法在本发明方法中相对不具吸引力。因此，优选沸腾床反应器类型，这是因为与固定床加氢裂化相比，其轻质和中间馏分的收率提高。 [0069] 在本文的系统和方法中，用于渣油加氢处理区122的有效处理条件包括350与450℃之间的反应温度和5-25MPa表压之间的反应压力。合适的催化剂典型地包含在难熔载体(通常为氧化铝)上的一种或多种选自由Co、Mo和Ni组成的组的元素。众所周知的渣油加氢处理催化剂包含硫化物形式的一种VIII族金属(Co或Ni)和一种VI族金属(Mo或W)。 [0070] 在采用图2所示的布置的方法中，将原料101与有效量的氢102和115(和任选的补充氢，未示出)掺混，并且将混合物103在300℃至450℃的范围内的温度下装料到选择性加氢处理反应区104的入口。例如，加氢处理反应区可以包括一个或多个含有有效量的加氢脱金属催化剂的床，和一个或多个含有有效量的具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化功能的加氢处理催化剂的床。在额外的实施方案中，加氢处理反应区104包括多于两个催化剂床。在进一步的实施方案中，加氢处理反应区104包括多个反应容器，每个反应容器含有不同功能的催化剂床。 [0071] 加氢处理反应区104在有效对油原料进行加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化的参数下操作，所述油原料在某些实施方案中是原油。在某些实施方案中，采用以下条件进行加氢处理：在300℃至450℃的范围内的操作温度；在30bar至180bar的范围内的操作压力；和在0.1h-1至10h-1的范围内的液时空速。注意，例如，与常压渣油所用的相同加氢处理单元操作相比，证明了在加氢处理反应区104中使用原油作为原料的优点。例如，在370℃至375℃范围内的起始或运行温度下，失活速率为约1℃/月。相反，如果要处理渣油，失活速率将更接近约3℃/月至4℃/月。常压渣油的处理典型地采用约 200bar的压力，而处理原油的本方法可以在低至100bar的压力下操作。额外地，为了达到增加进料的氢含量所需的高饱和度，与常压渣油相比，此方法可以在高生产量下操作。LHSV可高达0.5h-1，而对于常压渣油，LHSV典型地为0.25h-1。一个出乎意料的发现是，当处理原油时，失活速率在与经常观察到的速率的相反方向上变化。在低生产量(0.25hr-1)下的失活为 4.2℃/月，且在较高生产量(0.5hr-1)下的失活为2.0℃/月。对于工业中所考虑的每种进料，观察到相反的情况。这可以归因于催化剂的洗涤效应。 [0072] 将来自加氢处理区104的反应器流出物105在交换器(未示出)中冷却并送到可能包含高压冷或热分离器106的分离器。将分离器顶部物107在胺单元112中清洗，将所得的富氢气体料流113通入再循环压缩机114以用作加氢处理反应区104中的再循环气体115。将基本上为液相的来自高压分离器106的分离器底部物108冷却，然后引入到低压冷分离器109。可将包括氢、H2S、NH3和可包括C1-C4烃的任何轻质烃的剩余气体(料流111)从低压冷分离器中常规地清除，并送去进一步处理，如明火处理或燃料气体处理。在本发明方法的某些实施方案中，通过将料流111(如虚线所示)与来自蒸汽裂化器产物的裂化气体(料流144)合并来回收氢。 [0073] 在某些实施方案中，底部物料流110a是蒸汽热解区130的进料110。在进一步的实施方案中，将来自低压分离器109的底部物110a送到分离区118，其中排出的蒸气部分是蒸汽热解区130的进料110。蒸气部分可具有例如对应于料流110a的初始沸点和在约350℃至约600℃范围内的最终沸点。分离区118可以包括合适的气-液分离单元操作，如闪蒸器、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0074] 蒸汽热解进料110含有降低含量的污染物(即金属、硫和氮)、增加的链烷烃含量、降低的BMCI和增加的美国石油学会(API)燃油比重度数。将与进料101相比含有增加的氢含量的蒸汽热解进料110输送到对流区段132，并引入有效量的蒸汽，例如经由蒸汽入口(未示出)加入。在对流区段132中，例如使用一个或多个废热料流或其它合适的加热布置将混合物加热到预定温度。在某些实施方案中，将混合物加热至400℃至600℃范围内的温度，并使沸点低于预定温度的材料气化。 [0075] 蒸汽热解区130在有效将加氢处理流出物110裂化成包括乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油的所需产物的参数下操作。在某些实施方案中，蒸汽裂化采用以下条件进行：在对流区段和热解区段中的400℃至900℃范围内的温度；0.3:1至2:1范围内的对流区段中的蒸汽与烃的比率；和0.05秒至2秒的范围内的在热解区段中的停留时间。 [0076] 将混合产物料流139通入急冷区140(具有经由单独的入口引入的急冷溶液142(例如水和/或热解燃料油))的入口，以产生具有降低的温度例如约300℃的急冷混合产物料流144，并且将用过的急冷溶液146再循环和/或清除。 [0077] 来自裂化器的气体混合物流出物139典型地是氢、甲烷、烃、二氧化碳和硫化氢的混合物。在用水和/或油急冷剂冷却后，将混合物144进行压缩和分离。在一个非限制性实例中，在典型地包含4-6个级的多级压缩机中压缩料流144以产生压缩气体混合物152，其中所述多级压缩机可包括压缩机区51。可以在苛性碱处理单元153中处理压缩气体混合物152，以产生硫化氢和二氧化碳贫化的气体混合物154。可在压缩机区155中进一步压缩气体混合物154。所得裂化气体156可以在单元157中经过深冷处理以脱水，并且可以通过使用分子筛进一步干燥。 [0078] 可以将来自单元157的冷的裂化气体料流158通入脱甲烷塔159，从其中产生包含来自裂化气体料流的氢和甲烷的塔顶料流160。然后将来自脱甲烷塔159的底部物料流165送至产物分离区170中进一步处理，产物分离区170包含包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的分馏塔。也可采用具有不同顺序的脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的工艺配置。 [0079] 根据本文的方法，在脱甲烷塔159处与甲烷的分离和在单元161中的氢回收之后，获得纯度通常为80-95vol％的氢162。单元161中的回收方法包括深冷回收(例如在约-157℃的温度下)。然后将氢料流162通入氢纯化单元164，如变压吸附(PSA)单元以获得纯度为99.9％+的氢料流102，或膜分离单元以获得纯度为约95％的氢料流102。然后将纯化氢料流 102再循环返回以充当加氢处理区所需氢的主要部分。此外，可以利用小比例以用于乙炔、甲基乙炔和丙二烯的氢化反应(未示出)。此外，根据本文的方法，可以将甲烷料流163任选地再循环到蒸汽裂化器以用作燃烧器和/或加热器的燃料。 [0080] 将来自脱甲烷塔159的底部物料流165输送到产物分离区170的入口，以分别经由出口178、177、176、175、174和173分离成甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油。热解汽油通常包括C5-C9烃，并且可以从此馏分中分离苯、甲苯和二甲苯。任选地，将底部沥青相129和来自气-液分离区段136的未气化重质液体馏分138中的一者或两者与来自分离区170的热解燃料油171(例如，在高于最低沸腾的C10化合物的沸点的温度下沸腾的材料，称为“C10+”料流)合并，并且将混合料流作为热解燃料油共混物172取回，例如以在场外精炼装置(未示出)中进一步加工。此外，如本文所示，可以将燃料油172(其可以是热解燃料油 171的全部或部分)引入渣油加氢裂化区。渣油加氢裂化区的进料包括本文所述的料流119、 138和/或172的组合。此材料在渣油加氢裂化区122中任选地经由共混区120进行处理。在共混区120中，将残余液体馏分与渣油未转化的渣油混合。然后在存在氢123的条件下在渣油加氢裂化区122中将此进料升级以产生包括中间馏出物的渣油中间产物124。在某些实施方案中，渣油加氢裂化区122与加氢处理区104中的一个或多个反应器处于共同的高压回路下。将渣油中间产物124再循环并在于蒸汽热解区130中处理以转化之前与加氢处理反应器流出物10混合。 [0081] 将蒸汽热解区急冷和分离后的流出物料流165在系列分离单元170中分离，以产生主要产物173-178，包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁二烯、混合丁烯、汽油和燃料油。将氢料流162通过氢纯化单元164以形成与加氢处理反应单元104的进料掺混的高质量氢气102。 [0082] 如上所述，本发明还部分涉及一种直接转化原油以生产烯烃和芳族石化产品的集成加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理的方法，例如如实施方案18中所述。在优选实施方案中，所述集成方法进一步包含：从合并的混合产物料流中回收热解燃料油，以用作步骤(c3)中裂化的重质组分的至少一部分。在特别的实施方案中，本集成方法进一步包含：在气-液分离区中将来自步骤(a3)的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，其中将蒸气相在步骤(b3)中热裂化，并且将液相的至少一部分在步骤(c3)中处理。在此集成方法的另一个特别的实施方案中，步骤(b3)进一步包含：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(a3)中处理的重质组分的至少一部分。在此集成方法的另一个特别的实施方案中，步骤(b)进一步包含：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气相和液相，将蒸气相通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液相以用作在步骤(c3)中处理的重质组分的至少一部分。此集成方法可以进一步包含排出来自步骤(a3)的所述加氢处理流出物以用作在步骤(a3)中处理的重质组分的至少一部分。此方法的步骤(e3)进一步优选包含：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得烯烃和芳族化合物；并且步骤(f3)包含：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。在根据本发明的此集成方法中，从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢进一步包含：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。在一个特别的实施方案中，此集成方法进一步包含：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是热裂化步骤的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e3)中分离之前的合并产物料流合并。在又一个特别的实施方案中，所述集成方法进一步包含：在高压分离器中分离加氢处理流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将源自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中源自低压分离器的液体部分是气-液分离区的进料，并且源自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(e3)中分离之前的合并产物料流合并。图3示出了包括根据此实施方案的集成的加氢处理、蒸汽热解和浆料加氢处理的工艺流程图。所述集成系统大体包括选择性加氢处理区、蒸汽热解区、浆料加氢处理区和产物分离区。 [0083] 选择性加氢处理区大体包括加氢处理反应区204，其具有用于接收含有进料201和从蒸汽热解产物料流再循环的氢202的混合物203以及必要时的补充氢(未示出)的入口。加氢处理反应区204进一步包括用于排出加氢处理流出物205的出口。 [0084] 将来自加氢处理反应区204的反应器流出物205在热交换器(未示出)中冷却并送到可包含高压冷或热分离器206的分离器。将分离器顶部物207在胺单元212中清洗，将所得的富氢气体料流213通入再循环压缩机214以用作加氢处理反应器中的再循环气体215。将基本上为液相的来自高压分离器206的底部物料流208冷却并引入到低压冷分离器209，在其中将其分离成气体料流和液体料流210。来自低压冷分离器的气体包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃如C1-C4烃。典型地，将这些气体送去进行进一步处理，例如明火处理或燃料气体处理。根据本文所述方法和系统的某些实施方案，由料流11通过将其与蒸汽裂化器产物244合并作为产物分离区的合并进料来回收氢和其它烃。液体料流的全部或部分210a充当蒸汽热解区230的加氢处理裂化进料。 [0085] 液体料流的至少一部分210a可作为进料282装料到加氢处理反应区204。 [0086] 液体料流的至少一部分210a可作为进料283装料到蒸汽热解区230。 [0087] 蒸汽热解区230大体包含对流区段232和热解区段，其可基于本领域已知的蒸汽热解单元操作进行操作，即在存在蒸汽的的条件下将热裂化进料装料到对流区段。 [0088] 在某些实施方案中，在区段232和234之间包括气-液分离区236。来自对流区段232的加热的裂化进料所通过并被分馏的气-液分离区236可以是闪蒸分离装置、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0089] 在额外的实施方案中，在区段232的上游包括气-液分离区218。在气-液分离区218中将料流210a分馏成蒸气相和液相，气-液分离区218可以是闪蒸分离装置、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0090] 通常，蒸气以圆形模式旋动以产生力，其中将较重的液滴和液体捕获并作为液体渣油引导通过液体出口，可以将所述液体渣油送至浆料加氢处理区222(任选地通过浆料加氢处理混合单元220)，并且将蒸气引导通过蒸气出口。在其中设置气-液分离装置236的实施方案中，将液相238作为渣油排出，并且蒸气相是热解区段234的装料237。 [0091] 将此渣油238的至少一部分作为浆料床加氢处理反应区222的进料284进行处理。也将此渣油238的至少一部分作为加氢处理反应区204的进料285进行处理。 [0092] 在其中设置气-液分离装置218的实施方案中，将液相219作为渣油排出，并且蒸气相是对流区段232的装料210。改变汽化温度和流体速度以调节近似的温度截止(cutoff)点，例如在某些实施方案中与残余燃料油共混物一致，例如约540℃。 [0093] 可以将液相219的至少一部分作为进料280装料到如本文所述的浆料加氢处理区222(任选地经由浆料加氢处理共混单元220)。 [0094] 可以将液相219的至少一部分作为进料281装料到加氢处理反应区204。 [0095] 在本文所述方法中，所有废弃的渣油或再循环的底部物，例如料流219、238和272，已经经过加氢处理区，并且与初始进料相比含有减少量的杂原子化合物，所述杂原子化合物包括含硫、含氮和金属化合物。可以将这些渣油料流的全部或部分装料到如本文所述的浆料加氢处理区222(任选地经由浆料加氢处理共混单元220)。 [0096] 还将急冷区240集成在蒸汽热解区230的下游，并且所述急冷区240包括与蒸汽热解区230的出口流体连通的用于接收混合产物料流239的入口、用于接纳急冷溶液242的入口、用于将急冷的混合产物料流244排出到分离区的出口和用于排出急冷溶液246的出口。 [0097] 通常，中间急冷混合产物料流244在压缩和分馏区段中进行分离。这样的压缩和分馏区段在本领域中是公知的。 [0098] 在本发明的另一种优选的实施方案中，将混合产物料流244转化为中间产物料流265和氢262。将回收的氢纯化并在加氢处理反应区中用作再循环氢料流202。可进一步包含氢的中间产物料流265通常在分离区270中被分馏成终产物和渣油，分离区270可以是一个或多个分离单元，如包括如本领域普通技术人员已知的脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的多个分馏塔。 [0099] 产物分离区270与产物料流265流体连通并包括多个产物273-278，包括用于排出甲烷(其任选地可以与料流63合并)的出口278、用于排出乙烯的出口277、用于排出丙烯的出口276、用于排出丁二烯的出口275、用于排出混合丁烯的出口274和用于排出热解汽油的出口273。额外地，回收热解燃料油271，例如作为低硫燃料油共混物，以在场外精炼设备中进一步加工。可以将排出的热解燃料油的一部分272装料到浆料加氢处理区(如虚线所示)。注意，虽然示出了六个产物出口以及氢再循环出口和底部物出口，但是根据例如所采用的分离单元的布置以及产率和分布要求，可以设置更少或更多的产物出口。 [0100] 浆料加氢处理区222可以包括现有的或改进的(即，尚待开发的)浆料加氢处理操作(或单元操作系列)，其将相对低价值的渣油或底部物(例如，常规地来自真空蒸馏塔或常压蒸馏塔，以及在本系统中来自蒸汽热解区230)转化为相对较低分子量的烃气体、石脑油、以及轻质和重质瓦斯油。浆料加氢处理区222的进料包括来自气-液分离区218的底部物219的全部或部分(作为进料280)或来自气-液分离区236的底部物238的全部或部分。额外地，如本文所述，来自产物分离区270的热解燃料油271的全部或部分272可以合并为流化催化裂化区225的装料。 [0101] 浆料床反应器单元操作的特征在于存在具有非常小的平均尺寸的催化剂颗粒，其可以有效地均匀分散并保持在介质中，使得氢化过程在反应器的整个体积中是有效的和即时的。浆料相加氢处理在相对高的温度(400℃-500℃)和高压(100bar-230bar)下操作。由于所述方法的高苛刻度，可以获得相对较高的转化率。所述催化剂可以是均相的或多相的，并设计成在高苛刻条件下起作用。其机理是热裂化过程并且基于自由基的形成。在存在催化剂的条件下用氢稳定所形成的自由基，从而防止焦炭形成。所述催化剂促进重质原料在裂化之前的部分氢化，从而减少长链化合物的形成。 [0102] 用于浆料加氢裂化方法的催化剂可以是小颗粒或可作为油溶性前体引入，通常以在反应过程中或在预处理步骤中所形成的金属硫化物的形式引入。组成分散催化剂的金属通常是一种或多种过渡金属，其可以选自Mo、W、Ni、Co和/或Ru。钼和钨是特别优选的，因为它们的性能优于钒或铁，而钒或铁又优于镍、钴或钌。催化剂可以以低浓度例如百万分之几百(几ppm)以单程布置使用，但在那些条件下对于较重质产物的升级不是特别有效。为了获得更好的产品质量，催化剂以更高的浓度使用，并且为了使所述方法足够经济，必须再循环催化剂。催化剂可以使用如沉降、离心或过滤的方法回收。 [0103] 通常，浆料床反应器可以是两相或三相反应器，这取决于所用催化剂的类型。当采用均相催化剂时，它可以是气液两相体系，或者当使用小粒度的非均相催化剂时，它可以是气液固三相体系。可溶性液体前体或小粒度催化剂允许催化剂在液体中的高度分散，并产生在催化剂和原料之间的紧密接触，从而导致高转化率。 [0104] 用于在本文的系统和方法中的浆料床加氢处理区222的有效处理条件包括375与450℃之间的反应温度和30与180bar之间的反应压力。合适的催化剂包括由油溶性催化剂前体原位产生的非负载的纳米尺寸活性颗粒，所述油溶性催化剂前体包括例如硫化物形式的一种VIII族金属(Co或Ni)和一种VI族金属(Mo或W)。 [0105] 在采用图3所示布置的方法中，将原料201与有效量的氢202和215(和任选的补充氢，未示出)掺混，并且将混合物203在300℃至450℃的范围内的温度下装料到选择性加氢处理反应区204的入口。例如，加氢处理反应区可以包括一个或多个含有有效量的加氢脱金属催化剂的床，和一个或多个含有有效量的具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化功能的加氢处理催化剂的床。在另外的实施方案中，加氢处理反应区204包括多于两个催化剂床。在进一步的实施方案中，加氢处理反应区204包括多个反应容器，每个反应容器含有不同功能的催化剂床。 [0106] 加氢处理反应区204在有效对油原料进行加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化的参数下操作，所述油原料在某些实施方案中是原油。在某些实施方案中，采用以下条件进行加氢处理：在300℃至450℃的范围内的操作温度；在30bar至180bar的范围内的操作压力；和在0.1h-1至10h-1的范围内的液时空速。注意，例如，与常压渣油所用的相同加氢处理单元操作相比，证明了在加氢处理反应区204中使用原油作为原料的优点。例如，在370℃至375℃范围内的起始或运行温度下，失活速率为约1℃/月。相反，如果要处理渣油，失活速率将更接近约3℃/月至4℃/月。常压渣油的处理典型地采用约 200bar的压力，而处理原油的本方法可以在低至100bar的压力下操作。额外地，为了达到增加进料的氢含量所需的高饱和度，与常压渣油相比，此方法可以在高生产量下操作。LHSV可高达0.5h-1，而对于常压渣油，LHSV典型地为0.25h-1。一个出乎意料的发现是，当加工原油时，失活速率在与通常观察到的速率的相反方向上变化。在低生产量(0.25hr-1)下的失活为 4.2℃/月，且在较高生产量(0.5hr-1)下的失活为2.0℃/月。对于工业中所考虑的每种进料，观察到相反的情况。这可以归因于催化剂的洗涤效果。 [0107] 将来自加氢处理区204的反应器流出物205在交换器(未示出)中冷却并送到高压冷或热分离器206。将分离器顶部物7在胺单元212中清洗，将所得的富氢气体料流213通入再循环压缩机214以用作加氢处理反应区204中的再循环气体215。将基本上为液相的来自高压分离器206的分离器底部物208冷却，然后引入到低压冷分离器209。可将包括氢、H2S、NH3和可包括C1-C4烃的任何轻质烃的剩余气体(料流211)从低压冷分离器中常规地清除，并送去进一步处理，如明火处理或燃料气体处理。在本发明方法的某些实施方案中，通过将料流211(如虚线所示)与来自蒸汽裂化器产物的裂化气体(料流244)合并来回收氢。 [0108] 在某些实施方案中，底部物料流210a作为料流283是蒸汽热解区230的进料210。在进一步的实施方案中，将来自低压分离器209的底部物210a送到分离区218，其中排出的蒸气部分是蒸汽热解区230的进料210。蒸气部分可具有例如对应于料流210a的初始沸点和在约350℃至约600℃范围内的最终沸点。分离区218可以包括合适的气-液分离单元操作，如闪蒸器、基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或包括这些类型的装置中的至少一种的组合。 [0109] 蒸汽热解进料210含有降低含量的污染物(即金属、硫和氮)、增加的链烷烃含量、降低的BMCI和增加的美国石油学会(API)燃油比重度数。将与进料201相比含有增加的氢含量的蒸汽热解进料210输送到对流区段232，并引入有效量的蒸汽，例如经由蒸汽入口(未示出)加入。在对流区段232中，例如使用一个或多个废热料流或其它合适的加热布置将混合物加热到预定温度。在某些实施方案中，将混合物加热至400℃至600℃范围内的温度，并使沸点低于预定温度的材料气化。 [0110] 蒸汽热解区230在有效将加氢处理流出物210裂化成包括乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油的所需产物的参数下操作。在某些实施方案中，蒸汽裂化采用以下条件进行：在对流区段和热解区段中的400℃至900℃范围内的温度；0.3:1至2:1范围内的对流区段中的蒸汽与烃的比率；和0.05秒至2秒的范围内的在热解区段中的停留时间。 [0111] 将混合产物料流239通入急冷区240(具有通过单独的入口引入的急冷溶液242(例如水和/或热解燃料油))的入口，以产生具有降低的温度例如约300℃的急冷混合产物料流244，并且将用过的急冷溶液246再循环和/或清除。 [0112] 来自裂化器的气体混合物流出物239通常是氢、甲烷、烃、二氧化碳和硫化氢的混合物。在用水和/或油急冷剂冷却后，将混合物244进行压缩和分离。在一个非限制性实例中，在典型地包括4-6个级的多级压缩机中压缩料流244以产生压缩气体混合物252，其中所述多级压缩机可包括压缩机区251。可以在苛性碱处理单元253中处理压缩气体混合物252，以产生硫化氢和二氧化碳贫化的气体混合物254。可在压缩机区255中进一步压缩气体混合物254。所得裂化气体256可以在单元257中经过深冷处理以脱水，并且可以通过使用分子筛进一步干燥。 [0113] 可以将来自单元257的冷的裂化气体料流258通入脱甲烷塔259，从其中产生包含来自裂化气体料流的甲烷和氢的塔顶料流260。然后将来自脱甲烷塔259的底部物料流265送去产物分离区270中进一步处理，产物分离区270包含包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的分馏塔。也可采用具有不同顺序的脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的工艺配置。 [0114] 根据本文的方法，在脱甲烷塔259处与甲烷的分离和在单元261中的氢回收之后，获得纯度通常为80-95vol％的氢262。单元261中的回收方法包括深冷回收(例如在约-157℃的温度下)。然后将氢料流262通入氢纯化单元264，如变压吸附(PSA)单元以获得纯度为99.9％+的氢料流202，或膜分离单元以获得纯度为约95％的氢料流202。然后将纯化氢料流 202再循环返回以充当加氢处理区所需氢的主要部分。此外，可以利用小比例以用于乙炔、甲基乙炔和丙二烯的氢化反应(未示出)。此外，根据本文的方法，可以将甲烷料流263任选地再循环到蒸汽裂化器以用作燃烧器和/或加热器的燃料。 [0115] 将来自脱甲烷塔259的底部物料流265输送到产物分离区270的入口，以分别经由出口278、277、276、275、274和273分离成甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油。热解汽油通常包括C5-C9烃，并且可以从此馏分中分离苯、甲苯和二甲苯。任选地，将底部沥青相229和来自气-液分离区段236的未气化重质液体馏分238中的一者或两者与来自分离区270的热解燃料油271(例如，在高于最低沸腾的C10化合物的沸点的温度下沸腾的材料，称为“C10+”料流)合并，并且将混合料流作为热解燃料油共混物272取回，例如以在场外精炼装置(未示出)中进一步加工。此外，如本文所示，可以将燃料油272(其可以是热解燃料油 271的全部或部分)经由共混区220引入浆料加氢处理区222。 [0116] 浆料加氢处理区的进料包括本文所述的料流280、284和/或272的组合。此材料在浆料加氢处理区222中任选地通过共混区220进行处理。在共混区220中，将残余液体馏分与包括催化剂活性颗粒的浆料未转化渣油225混合，以形成浆料加氢处理区222的进料。然后在存在氢223的条件下在浆料加氢处理区222中将此进料升级以产生包括中间馏出物的浆料中间产物224。在某些实施方案中，浆料加氢处理区222与加氢处理区204中的一个或多个反应器处于共同的高压回路下。将浆料中间产物224再循环并在于蒸汽热解区230中处理以转化之前与加氢处理反应器流出物210混合。 [0117] 将蒸汽热解区急冷和分离后的流出物料流265在系列分离单元270中分离，以产生主要产物273-278，包括甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁二烯、混合丁烯、汽油和燃料油。将氢料流262通过氢纯化单元264以形成用于与加氢处理反应单元204的进料掺混的高质量氢气202。 [0118] 根据上述实施方案28所述的优选实施方案，将重质馏分的至少一部分与在步骤(f4)中回收的热解燃料油共混。在本集成方法中，步骤(c4)优选包含以下步骤：用多个压缩级压缩热裂化混合产物料流；对压缩的热裂化混合产物料流进行苛性碱处理，以产生具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；压缩具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流；将压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流脱水；从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢；和从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流的剩余物中获得如步骤(e4)中的烯烃和芳族化合物以及如步骤(f4)中的热解燃料油；并且步骤(d4)包含：将从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流中回收的氢进行纯化以再循环到加氢处理区。所述从脱水的压缩的具有降低的硫化氢和二氧化碳含量的热裂化混合产物料流回收氢的步骤优选包含：单独回收甲烷，以在热裂化步骤中用作用于燃烧器和/或加热器的燃料。所述实施方案的热裂化步骤优选包含：将加氢处理流出物在蒸汽热解区的对流区段中加热，将加热的加氢处理流出物分离成蒸气馏分和液体馏分，将蒸气馏分通入蒸汽热解区的热解区段，和排出液体馏分，其中优选将排出的液体馏分与在步骤(f4)中回收的热解燃料油共混。所述集成方法优选包含：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，和在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经过热裂化的加氢处理流出物，并且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(c4)中分离之前的混合产物料流合并。在一个特别的实施方案中，此集成方法进一步包含以下步骤：在高压分离器中分离加氢处理区反应器流出物以回收气体部分和液体部分，所述气体部分被清洁并作为额外的氢源再循环到加氢处理区，在低压分离器中将来自高压分离器的液体部分分离成气体部分和液体部分，其中来自低压分离器的液体部分是经过分离成轻质馏分和重质馏分的加氢处理流出物，并且来自低压分离器的气体部分与在蒸汽热解区之后且在步骤(c4)中分离之前的混合产物料流合并。 [0119] 图4中示出了包括集成加氢处理和蒸汽热解的方法和系统的此实施方案的工艺流程图。所述集成系统大体包括选择性催化加氢处理区、任选的分离区320、蒸汽热解区330和产物分离区。选择性加氢处理区包括加氢处理反应区304，其具有用于接收从蒸汽热解产物料流再循环的氢302与原油进料301的混合物以及必要时的补充氢的入口。加氢处理反应区304进一步包括用于排出加氢处理流出物305的出口。 [0120] 将来自加氢处理反应器的反应器流出物305在热交换器(未示出)中冷却并送到高压分离器306。将分离器顶部物307在胺单元312中清洗，将所得的富氢气体料流313通入再循环压缩机314以用作加氢处理反应器中的再循环气体315。将基本上为液相的来自高压分离器306的底部物料流308冷却并引入到低压冷分离器309，在其中将其分离成气体料流和液体料流310。来自低压冷分离器的气体包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃如C1-C4烃。典型地，将这些气体送去进行进一步处理，如明火处理或燃料气体处理。根据本文的某些实施方案，通过将包括氢、H2S、NH3和任何轻质烃例如C1-C4烃的料流气体料流311与蒸汽裂化器产物344合并来回收氢。全部或部分液体料流310充当蒸汽热解区330的进料。 [0121] 采用分离区320(如图中虚线所示)除去来自低压分离器309的底部物料流310(即液相加氢处理区流出物)的重尾馏分。分离区320大体包括接收液体料流310的入口、用于排出包含轻质组分的轻质馏分322的出口和用于排出包含重质组分的重质馏分321的出口，重质馏分321可以与来自产物分离区370的热解燃料油合并，或者可以用作急冷区340中的急冷油342。在某些实施方案中，分离区320包括一个或多个闪蒸器。 [0122] 在额外的实施方案中，分离区320包括气旋相分离装置或基于蒸气与液体的物理或机械分离的其它分离装置或基本上由其组成(即，在没有闪蒸区的情况下操作)。在其中分离区包括基于蒸气和液体的物理或机械分离的分离装置或基本上由其组成的实施方案中，可以基于进入所述装置的材料的气化温度和流体速度来调节分馏界点，例如，以除去减压渣油范围内的馏分。 [0123] 蒸汽热解区330大体包含对流区段332和热解区段334，其可基于本领域已知的蒸汽热解单元操作进行操作，即在存在蒸汽的条件下将热裂化进料装料到对流区段。此外,在本文所述的某些任选实施方案中(如图中虚线所示)，在区段332和334之间包括气-液分离区段336。来自对流区段332的加热的蒸汽裂化进料所通过的气-液分离区段336可以是基于蒸气与液体的物理或机械分离的分离装置。 [0124] 通常，蒸气以圆形模式旋动以产生力，其中将较重质的液滴和液体捕获并引导至液体出口作为燃料油338，例如，将其添加至热解燃料油共混物，并且将蒸气作为装料337通过蒸气出口引导至热解区段334。改变气化温度和流体速度以调节近似的温度截止点，例如在某些实施方案中与残余燃料油共混物一致，例如约540℃。 [0125] 急冷区340包括与蒸汽热解区330的出口流体连通的入口、用于接纳急冷介质342的入口、用于排出中间急冷混合产物料流344的出口和用于排出急冷介质346的出口。 [0126] 通常，中间急冷混合产物料流344在压缩和分馏区段中进行分离。这样的压缩和分馏区段在本领域中是公知的。 [0127] 在一个实施方案中，将混合产物料流344转化为中间产物料流365和氢362，其在本发明方法中进行纯化并在加氢处理反应区304中用作再循环氢料流2。可进一步包含氢的中间产物料流365通常在分离区370中被分馏成终产物和渣油，分离区370可以是一个或多个分离单元，如包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的多个分馏塔，例如如本领域普通技术人员已知的。 [0128] 通常，产物分离区370包括与产物料流365流体连通的入口和多个产物出口373-378，包括用于排出甲烷(其任选地可以与料流363合并)的出口378、用于排出乙烯的出口 377、用于排出丙烯的出口76、用于排出丁二烯的出口375、用于排出混合丁烯的出口74和用于排出热解汽油的出口373。额外地，设置出口用于排出热解燃料油371。任选地，将来自闪蒸区320的重质馏分321和来自气-液分离区段336的燃料油部分338中的一者或两者与热解燃料油371合并，并可作为热解燃料油共混物372(例如低硫燃料油混合物)取回，以在场外精炼设备进一步加工。来自闪蒸区320的重质馏分321的至少一部分用作急冷油342。注意，虽然示出了六个产物出口，但是根据例如所采用的分离单元的布置以及产率和分布要求，可以设置更少或更多的产物出口。 [0129] 在采用图4所示布置的方法的一个实施方案中，将原油原料301与有效量的氢302和315掺混，并且将混合物303在300℃至450℃的范围内的温度下装料到选择性加氢处理反应区304的入口。例如，加氢处理区可以包括一个或多个含有有效量的加氢脱金属催化剂的床，和一个或多个含有有效量的具有加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化功能的加氢处理催化剂的床。在额外的实施方案中，加氢处理反应区304包括多于两个催化剂床。在进一步的实施方案中，加氢处理反应区304包括多个反应容器，每个反应容器含有一个或多个(例如不同功能的)催化剂床。 [0130] 加氢处理反应区304在有效对原油原料进行加氢脱金属、加氢脱芳构化、加氢脱氮、加氢脱硫和/或加氢裂化的参数下操作。在某些实施方案中，采用以下条件进行加氢处理：在300℃至450℃的范围内的操作温度；在30bar至180bar的范围内的操作压力；和在0.1h-1至10h-1的范围内的液时空速。注意，例如，与常压渣油所用的相同加氢处理单元操作相比，证明了在加氢处理区中使用原油作为原料的优点。例如，在370℃至375℃范围内的起始或运行温度下，失活速率为约1T/月。相反，如果要处理渣油，失活速率将更接近约3T/月至4T/月。常压渣油的处理典型地采用约200bar的压力，而处理原油的本方法可以在低至 100bar的压力下操作。额外地，为了达到增加进料的氢含量所需的高饱和度水平，与常压渣油相比，此方法可以在高生产量下操作。LHSV可高达0.5，而对于常压渣油，LHSV典型地为 0.25。一个出乎意料的发现是，当加工原油时，失活速率在与通常观察到的速率的相反方向上变化。在低生产量(0.25hr-1)下的失活为4.2T/月，且在较高生产量(0.5hr-1)下的失活为 2.0T/月。对于工业中所考虑的每种进料，观察到相反的情况。这可以归因于催化剂的洗涤效应。 [0131] 将来自加氢处理区304的反应器流出物305在交换器(未示出)中冷却并送到可包含高压冷或热分离器306的分离器。将分离器顶部物307在胺单元312中清洗，将所得的富氢气体料流313通入再循环压缩机314以用作加氢处理反应区304中的再循环气体315。将基本上为液相的来自高压分离器306的分离器底部物308冷却，然后引入到低压冷分离器309。可将包括氢、H2S、NH3和可包括C1-C4烃的任何轻质烃的剩余气体(料流311)从低压冷分离器中常规地清除，并送去进一步处理，如明火处理或燃料气体处理。在本发明方法的某些实施方案中，通过将料流311(如虚线所示)与来自蒸汽裂化器产物的裂化气体(料流344)合并来回收氢。将来自低压分离器309的底部物310任选地送至分离区320或直接通入蒸汽热解区330。 [0132] 加氢处理流出物310含有降低含量的污染物(即金属、硫和氮)、增加的链烷烃含量、降低的BMCI和增加的美国石油学会(API)燃油比重度数。将加氢处理流出物310输送到分离区320以除去重尾馏分作为底部物料流321，并提供剩余的较轻质馏分作为热解进料322。 [0133] 将底部物料流321的至少一部分用作急冷区340中的急冷油342。 [0134] 将例如具有与原料的初始沸点相对应的初始沸点和在约370℃至约600℃范围内的最终沸点的热解进料料流输送到对流区段332的入口，并引入有效量的蒸汽，例如经由蒸汽入口引入。在对流区段332中，例如使用一个或多个废热料流或其它合适的加热布置将混合物加热到预定温度。将热解进料料流和蒸汽的加热的混合物通入到热解区段334以产生混合产物料流339。在某些实施方案中，将来自区段332的加热混合物通过气-液分离区段336，其中将部分338作为适合于与热解燃料油371共混的燃料油组分而废弃。 [0135] 蒸汽热解区330在有效将馏分322(或不采用分离区320的实施方案中的流出物310)裂化成包括乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油的所需产物的参数下操作。在某些实施方案中，在热解区中的蒸汽裂化采用以下条件进行：在对流区段和热解区段中的400℃至900℃范围内的温度；0.3:1至2:1的范围内的对流区段中的蒸汽与烃的比率；和0.05秒至2秒的范围内的在热解区段中的停留时间。 [0136] 将混合产物料流339通入急冷区340(具有通过单独的入口引入的急冷介质342(和任选地还有水))的入口，以产生具有降低的温度例如约300℃的中间急冷混合产物料流344，并且将用过的急冷介质346再循环和/或清除。 [0137] 来自裂化器的气体混合物流出物339典型地是氢、甲烷、烃、二氧化碳和硫化氢的混合物。在用急冷介质冷却后，将混合物344进行压缩和分离。在一个非限制性实例中，在典型地包含4-6个级的多级压缩机中压缩料流344以产生压缩气体混合物352，其中所述多级压缩机可包括压缩机区351。可以在苛性碱处理单元53中处理压缩气体混合物352，以产生硫化氢和二氧化碳贫化的气体混合物54。可在压缩机区355中进一步压缩气体混合物354。所得裂化气体356可以在单元357中经过深冷处理以脱水，并且可以通过使用分子筛进一步干燥。 [0138] 可以将来自单元357的冷的裂化气体料流358通入脱甲烷塔359，从其中产生包含来自裂化气体料流的氢和甲烷的塔顶料流360。然后将来自脱甲烷塔359的底部物料流365送去在产物分离区370中进一步处理，产物分离区370包含包括脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的分馏塔。也可采用具有不同顺序的脱甲烷塔、脱乙烷塔、脱丙烷塔和脱丁烷塔的工艺配置。 [0139] 在脱甲烷塔359处与甲烷的分离和在单元361中的氢回收之后，获得纯度通常为80-95vol％的氢362。单元361中的回收方法包括深冷回收(例如在约-157℃的温度下)。然后将氢料流362通入氢纯化单元64，如变压吸附(PSA)单元以获得纯度为99.9％+的氢料流 302，或膜分离单元以获得纯度为约95％的氢料流302。然后将纯化的氢料流302再循环返回以充当加氢处理区所需氢的主要部分。此外，可以利用小比例以用于乙炔、甲基乙炔和丙二烯的氢化反应(未示出)。此外，根据本文的方法，可以将甲烷料流363任选地再循环到蒸汽裂化器以用作燃烧器和/或加热器的燃料。 [0140] 将来自脱甲烷塔359的底部料流365输送到产物分离区370的入口，以分离成分别经由出口378、377、376、375、374和373排出的甲烷、乙烯、丙烯、丁二烯、混合丁烯和热解汽油。热解汽油通常包括C5-C9烃，并且可以从此馏分中分离苯、甲苯和二甲苯。任选地，将来自闪蒸器320的未汽化重质液体馏分321和来自气-液分离区段336的废弃部分38中的一者或两者与热解燃料油371(例如，在高于最低沸腾C10化合物的沸点的温度下沸腾的材料，称为“C10+”料流)合并，并且可以将混合物料流作为热解燃料油共混物372(例如低硫燃料油共混物)取回，以在场外精炼设备进一步加工。 [0141] 如前所述，来自闪蒸区320的重质液体馏分321的至少一部分用作急冷区340中的急冷油。 [0142] 本文所述的系统，尤其是实施方案1所述的系统，还降低溶液损失并降低H2消耗。这使得这样的系统可能作为封闭或接近封闭的系统来操作。 [0143] 在某些实施方案中，选择性加氢处理或加氢处理方法可以通过将芳烃(特别是多芳烃)饱和后缓和加氢裂化来增加原料的链烷烃含量(或降低BMCI)。当加氢处理原油时，污染物如金属、硫和氮可以通过使原料通过系列层状催化剂而除去，所述系列层状催化剂执行脱金属、脱硫和/或脱氮的催化功能。 [0144] 在本发明的一个实施方案中，进行加氢脱金属(HDM)和加氢脱硫(HDS)的催化剂序列如下：a.加氢脱金属催化剂。HDM区段中的催化剂通常基于γ氧化铝载体，表面积为约140- 240m2/g。此催化剂最好描述为具有非常高的孔体积，例如超过1cm3/g。孔径本身典型地主要是大孔的。需要以此提供在催化剂表面吸收金属和任选的掺杂物的大容量。通常，催化剂表面上的活性金属是Ni/Ni+Mo比＜0.15的镍和钼的硫化物。HDM催化剂中镍的浓度低于其它催化剂，因为在除去过程中，一些镍和钒预期从原料本身沉积，充当催化剂。所使用的掺杂物可以是磷(参见例如美国专利公开号US2005/0211603，其通过引用并入本文)、硼、硅和卤素中的一种或多种。所述催化剂可以是氧化铝挤出物或氧化铝珠的形式。在某些实施方案中，使用氧化铝珠以促进反应器中催化剂HDM床的卸载，因为在床的顶部金属吸收将在30至 100％之间的范围。 b.中间催化剂也可用于进行HDM和HDS功能之间的过渡。其具有中间的金属负载和孔径分布。HDM/HDS反应器中的催化剂基本上是挤出物形式的氧化铝基载体，任选地来自第VI族的至少一种催化金属(例如钼和/或钨)，和/或来自第VIII族的至少一种催化金属(例如镍和/或钴)。所述催化剂还任选地含有至少一种选自硼、磷、卤素和硅的掺杂物。物理性能包 2 3 括约140-200m/g的表面积、至少0.6cm/g的孔体积以及为介孔且在12至50nm范围内的孔。 c.HDS区段中的催化剂可以包括具有γ氧化铝基载体材料的那些催化剂，具有朝向HDM范围的较高端的典型的表面积，例如约在180-240m2/g的范围内。此要求的用于HDS的较高表面导致相对较小的孔体积，例如低于1cm3/g。所述催化剂含有来自第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)。所述催化剂还包含至少一种选自硼、磷、硅和卤素的掺杂物。在某些实施方案中，用钴提供相对较高的脱硫水平。活性相的金属负载随着所需活性的提高而提高，使得Ni/Ni+Mo的摩尔比在0.1至0.3的范围内，且(Co+Ni)/Mo的摩尔比在0.25至0.85的范围内。 d.将最终催化剂(其可任选地代替第二和第三催化剂)设计为执行原料的氢化(而不是加氢脱硫的主要功能)，例如在Appl.Catal.A General,204(2000)251中所述。所述催化剂也将由Ni促进，并且载体将是宽孔γ氧化铝。物理特性包括朝向HDM范围的较高端的表面积，例如180-240m2/g。此要求的对于HDS较高的表面导致相对较小的孔体积，例如低于1cm3/g。 [0145] 本文所述的方法和系统提供了对已知的蒸汽热解裂化工艺的改进，包括使用原油作为原料来生产石化产品如烯烃和芳族化合物的能力。此外，也优选从起始原料中显著除去杂质如金属、硫和氮化合物，这避免了最终产物的后处理。 [0146] 此外,将从蒸汽裂化区产生的氢再循环到加氢处理区以使对新鲜氢的需求最小化。在某些实施方案中，本文所述的集成系统仅需要新鲜氢来启动操作。一旦反应达到平衡，氢纯化系统可以提供足够高纯度的氢以维持整个系统的运行。 |
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