专利名称：用于烯烃的综合催化裂化和蒸汽热解方法
技术领域：
本公开内容涉及催化和热裂化单元的综合方法，以由多种进料流体制备烯烃。
背景技术：
烯烃已长期被期望作为石油化学工业的进料。烯烃，如乙烯、丙烯、丁烯、和戊烯，适用于制备宽范围的最终产物，包括聚乙烯、聚丙烯、聚异丁烯和其它聚合物，醇类、氯乙烯单体、丙烯腈、甲基叔丁基醚与叔戊基甲基醚，和其它石油化学品，和各种橡胶，如丁基橡胶。很多种方法，如在该文献中的描述，被用于烯烃的制备。最近几年内，存在对于轻质烯烃气体增加的需求，同时用于制备这样烯烃的合适进料的供给已下降。这样，石油化学工业继续寻找能在由烃进料制备各种烯烃中提供改进灵活性的方法。
对于丙烯制备来说，其尤其如此。在全世界基础来看，石油化学品丙烯的最大来源是，作为通过热裂化制备乙烯的初级副产物来制备。装填液体进料的乙烯设备，典型地产生约15～20重量份的丙烯，且提供石油化学工业消耗的丙烯的约70％。石油精炼，主要来自流化催化裂化(“FCC”)，到目前为止是全世界丙烯制备的第二大供给，提供约30％的石油化学品需求。在美国，FCC提供约一半的石油化学品丙烯的需求。
预期对于丙烯的需求超过两倍，主要由于对聚丙烯的快速增长市场驱动。通过石油化学工业的丙烯需求，反映出较对乙烯的需求增长更快。由于乙烯设备产生较丙烯更多的乙烯，且由于结构中很多新乙烯设备是基于乙烷进料，且没有共制备的丙烯，因此，将需要显著增加由FCC获得的丙烯，以满足增加的需求。
美国专利US5026936教导了一种用于由C4或更高进料，通过裂化和置换的结合制备丙烯的方法，其中该较高烃被裂化，形成乙烯和丙烯，且至少一部分该乙烯被置换为丙烯。也参见美国专利US5026935。
用于非催化裂化和催化裂化烃进料的方法是公知的。在炉子中蒸汽裂化，并与热的非催化颗粒固体接触，是两种公知的非催化裂化方法。示例性方法在美国专利US3407789、3820955、4499055和4814067中被描述。流化催化裂化和深度催化裂化是两种公知的催化裂化方法。美国专利US4828679、3647682、3758043、4814067、4980053和5326465描述了示例性方法。
很少工作将催化和热解裂化方法相互结合。美国专利US5523502公开了一种用于烯烃制备的方法设计，结合了一种综合的深度催化裂化单元和热裂化单元。深度催化裂化为一种方法，其中，在反应器中，在温度范围为约925°F～约1350°F下，预热的烃进料在加热的固体酸催化剂之上被裂化。美国专利US6033555公开了一种方法，包括热裂化紧随其后的烃催化裂化。
发明内容
本公开内容涉及一种方法，其综合催化和热解/热裂化单元，以最大化石油化学品进料的有效产物。该单元的综合，容许通过输送各种进料流体和副产物到适当的裂化技术，生成最大值的总产物流体。甚至当使用最低价值的进料流体时，这种综合方法也增强了由该综合单元制备的材料平衡值。
本发明的一种实施方式，提供了一种烯烃生产方法，其包括(a)将一种包括乙烷、丙烷或其混合物的轻质烷烃流体通过蒸汽热解区，且淬火其中的流出液，形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的热解流出液；(b)在第一FCC区中，裂化一种包括具有至少4个碳原子的烯烃的轻质烃流体，以形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的第一FCC流出液；(c)在第二FFC区中，裂化一种包括瓦斯油、全馏程瓦斯油、渣油、或其混合物的精炼流体，以形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的第二FCC流出液；(d)一起分馏该第一和第二FCC流出液，以去除重质石脑油、轻质循环油、淤浆油、或其混合物，并回收一种混合的含烯烃FCC馏分；(e)一起调节该热解流出液与该混合FCC流出液，以去除氧化物、酸性气体、水或其混合物，形成一种调节流体；(f)分离该调节流体为至少一种尾气流体，一种乙烯产物流体，一种丙烯产物流体，一种含有乙烷、丙烷、或其混合物的轻质烃流体，一种含有C4～C6烯烃的中间流体，和一种含有C7与更高烃的重质流体；(g)循环该轻质烃流体到该蒸汽热解区；和(h)循环该中间流体到该第一FCC区。
该重质流体可以被循环到该第一FCC区。依赖于进料的实用性，通过该蒸汽热解区的轻质烷烃流体，也可以包括石脑油或液化石油气(LPG)。类似地，在该第一FCC区中被裂化的轻质烃流体，可以包括石脑油，优选为FCC石脑油，更优选地为轻质催化石脑油。在该第二FCC区中被裂化的精炼流体优选地为石蜡瓦斯油。
在另一种实施方式中，该方法包括加氢处理该重质流体，以获得一种加氢处理流体，由该加氢处理流体提取含有苯、甲苯、二甲苯或其混合物的产物流体，以获得含芳族少的萃余液流体，和循环该萃余液到该蒸汽热解区。
在另一种实施方式中，本发明提供了具有平行的蒸汽热解、轻质烯烃FCC和瓦斯油-渣油FCC区的烯烃生产方法单元，用于制备含有乙烯和丙烯的混合流出液。该方法单元也包括用于调节该混合流出液以去除氧化物、酸性气体和水以形成调节流体的设备，和用于分离该调节流体为至少一种尾气流体、一种乙烯产物流体、一种丙烯产物流体、一种含有乙烷、丙烷、或其混合物的轻质流体、一种含有C4～C6烯烃的中间流体、和一种含有C7与更高烃的重质流体的设备。提供了用于循环该轻质流体到该蒸汽热解区和该中间流体到该第一FCC区的设备。
图1为一种双提升管裂化反应器的示意性表示。
图2为一种用于烯烃制备的轻质烃裂化反应器的示意性表示。
图3为一种用于本发明一种实施方式的方块工艺流程图，其结合了一种综合的蒸汽热解反应器和一种双提升管FCC反应器。
图4为一种用于本发明一种实施方式的方块工艺流程图，其结合了一种综合的蒸汽热解反应器、一种石蜡瓦斯油FCC反应器、和一种轻质烃FCC反应器。
具体实施例方式
本公开内容，通过两种不同FCC反应区和一种蒸汽热解反应区的平行综合，详细说明了烯烃和其它石油化学进料的弹性生产。这些反应区与流出液分离、烯烃回收、和饱和烃循环到该反应区成为一体。该方法可以优选地包括苯、甲苯、二甲苯(BTX)的制备和萃余液循环到该蒸汽热解反应区。
制备石油化学品的各种裂化技术，包括蒸汽热解技术和各种类型FCC技术，可以在综合方式中使用，以增强产率，特别是丙烯和乙烯。该综合方法容许被操作的石油化学联合体使用各种低价值进料流体。该综合方法容许通过发送各种副产物到优化的流化技术，生成具有最大价值的总产物流体。例如，新鲜进料可以被送入FCC或蒸汽热解型反应器中。C4的、C5的和/或BTX萃余液被循环到单独的轻质烃FCC-型反应器或该FCC反应器上的第二提升管，以将这些流体转化为丙烯和乙烯。饱和的副产物流体，如乙烷、丙烷和/或BTX萃余液被循环到热解区，以最大化乙烯产物。
如在此描述，综合该热裂化与各种类型催化裂化工艺，提供了令人惊讶地改进度的烯烃产物选择性。该蒸汽裂化在利用含C2-C4石蜡的进料上是有效的，且加强了乙烯和丙烯的生成，同时该催化裂化工艺提供了重要的丙烯和更高烯烃的产量。
蒸汽热解或裂化方法对于本领域一般技术人员来说是公知的。蒸汽裂化方法通常在辐射炉反应器中，在高温下进行短驻留时间，同时保持低的反应物分压、相对高的质量速度，和通过该反应区实现低的压降。任意公知的炉子可以依据本公开内容而使用。示例性蒸汽裂化方法在美国专利US5151158、3274978、3407789、3820955、4780196、4499055、和4762958中被公开。
可选地，该蒸汽裂化单元的循环进料，可以通过各种其它相对轻质的烃进料如乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、瓦斯油、或其混合物等等来补充。该蒸汽裂化器的烃进料，可以为液体或气体相，或者可以含有混合的液体-气体相。在该反应区中，该碳氢混合物通常为气体相。该进料通常将在预热区中从大约室温预热到中间温度。该预热进料随后被引入热解炉的对流区，以进一步预热该进料到低于重要反应发生的温度，如590℃～705℃。在该预热步骤，该进料被汽化且被过热。通常在到该热解炉的辐射反应区之前，将蒸汽在一些点加入到该进料。该蒸汽的作用是，保持低的烃分压和减少焦化。该进料在非常高的温度下，如高达约930℃，在该辐射反应区中被裂化。
典型的操作条件包括该炉子辐射加热部分入口温度范围为约560℃～约740℃，和出口温度范围为约815℃～约930℃。该进料速度使得，基于蒸汽和烃的总流速，通过该辐射圈的速度范围为约90～约245m/s。典型地使用的蒸汽用量提供蒸汽与进料的重量比范围为约0.1～约0.2。该进料在该裂化圈辐射部分中的驻留时间，通常范围为约0.1～约1秒钟。
为了阻止大量不期望副产物的生成，和为了阻止严重焦化，期望的是，将从该辐射区流出的该流出液产物气体，快速冷却从出口温度为约815℃～约930℃，到该裂化反应基本停止的温度。其可以通过快速冷却该流出液来实现，例如在合适的热交换设备中，或通过直接淬火，到约35℃～约320℃。在该流出液离开该炉子辐射部分之后，非常快速地进行该冷却步骤，即约1～40毫秒。例如参见美国专利US3407789和3910347。
在催化裂化中，催化剂粒子被加热，且与烃进料一起被引入到流化裂化区。该裂化区温度典型地保持在约425℃～约705℃。任意适用于流化催化裂化的公知催化剂，可以在本发明的实践中被使用。包括但是不限定于Y-型沸石、USY、REY、RE-USY、八面沸石和其它合成的与自然产生的沸石、和其混合物。示例性的FCC方法在美国专利US4814067、4404095、3785782、4419221、4828679、3647682、3758403和RE33728中被公开。
本发明中一种流化催化裂化方法处理一种进料，其为一种在温度范围为约650℃～约705℃下沸腾的精炼流体。在另一种实施方式中，该进料为在范围为约220℃～约645℃下沸腾的精炼流体。在第三种实施方式中，该精炼流体在常压下于约285℃～约645℃下沸腾。在温度范围为约285℃～约645℃下沸腾的该烃馏分，通常表示为一种瓦斯油沸腾范围组份，同时，在温度范围约220℃～约645℃下沸腾的该烃馏分，通常表示为一种全馏程瓦斯油/渣油馏分或长渣油馏分。
在低于约220℃的温度下沸腾的烃馏分，通常作为汽油被更有益地回收。在温度范围为约220℃～约355℃下沸腾的烃馏分，通常更有益地引入蒸馏区和柴油机燃料产物槽，但是可以，取决于精炼经济性，被引入到用于进一步提升为汽油的流化催化裂化工艺中。
在高于约535℃的温度下沸腾的烃馏分，通常被认为残余馏分。这样的残余馏分一般含有较高比例的在该流化催化过程中倾向于形成焦炭的组份。残余馏分也通常含有较高浓度的不期望金属，如镍、钒，其进一步催化焦炭的形成。对于精炼者来说，由于提升该残余组份为较高价值、较低沸腾的烃通常是有益的，因此，较高焦炭生成的有害影响，如较高再生器温度、催化剂与油的较低比例、加速的催化剂失活、较低转化、和增加使用用于金属控制的昂贵冲洗或平衡催化剂，必须相对于这些优点来衡量。
典型的瓦斯油和长渣油馏分，通常从几个精炼过程原料中的任意一个或更多个获得，包括但是不限定于，一种低、中、或高硫原油单元大气和/或真空蒸馏塔，一种延时或流化炼焦过程，一种催化加氢裂化过程，和/或一种蒸馏物、瓦斯油、或渣油加氢处理过程。而且，流化催化裂化进料可以作为副产物，从几个润滑油制造设备中任意一个获得，包括但是不限定于一种润滑油粘度分馏单元、溶剂分馏过程、溶剂脱蜡过程、或加氢处理过程。而且，流化催化裂化进料也可以通过在流化催化裂化过程制备的各种产物流体的循环获得。循环流体，如澄清油、重质催化循环油、和轻质催化循环油，可以直接地被循环，或可以通过其它过程，如该裂化催化裂化过程之前的加氢处理过程。
在此描述的该催化裂化过程，通常包括一个反应步骤，其中催化剂直接与进料接触，且形成催化裂化产物，一个分离步骤，其中该催化剂从该催化裂化产物中分离，一个反萃取步骤，其中主要量的与该分离焦化催化剂一起残留的该烃被去除，和一个再生步骤，其中从在该反应步骤中再使用的该催化剂中将焦炭燃烧。
依据本发明的流化催化裂化过程的详细方法说明，通常开始于一个进料预热步骤。该进料通常从下游过程分馏步骤，包括但是限定于该主要分馏器循环系统，提供的废弃热量被预热。这些主要分馏器废弃热量循环系统循环分馏器流体，包括裂化汽油、轻质催化循环油、重质催化循环油、和澄清油或淤浆中的任意或全部，以促进热量从该分馏器临界部分的回收。反应之前的该进料预热温度通常范围为约90℃～约370℃。
将该预热进料与在温度通常范围为约425℃～约815℃下提供的再生流化催化裂化催化剂接触，和通过与在提升管反应器或流化床反应器内，立即且充分地蒸发和反应。在一种实施方式中，催化裂化催化剂和催化裂化烃的混合物，通常在反应温度范围为约450℃～约680℃时离开该提升管反应器。在另一种实施方式中，该离开温度为约425℃～约645℃，且更优选地为约480℃～约595℃。多数现代流化催化裂化过程的压力通常范围为约68kPa～约690kPa。典型的催化剂与油的比例，以催化剂重量与油重量的比测量，在一种实施方式中，通常范围为约2∶1～约20∶1。在另一种实施方式中，该比例范围为约4∶1～约14∶1。在第三种实施方式中，为了最好效果，该比例范围为约5∶1～约10∶1。
在此描述的该方法除了一个传统的FCC单元之外，也包括至少一个用于轻质烃进料的流化催化裂化区。这样的催化裂化单元可以是设计为从FCC进料中增强丙烯产量的类型。一种这样非传统的催化裂化单元，通过结合含高级ZSM-5的添加剂配方和双提升管硬件技术的效果，增加丙烯产量，除了含有一个第一传统操作提升管之外，还包括一个设计为将剩余石脑油或其它轻质烃流体裂化为轻质烯烃的第二高强度提升管。这样的技术通过Kellogg Brown & Root的许可以标示MAXOFIN获得。
FCC石脑油，优选地为轻质催化石脑油，可以在存在ZSM-5、高催化剂与油的比例、和高提升管出口温度下被再次裂化，以制备烯烃。为了最大化烯烃产量，可以安装第二提升管，其处理循环的石脑油，并在提升管出口温度大约为1100°F～1200°F下操作。
高温度和高级ZSM-5的结合容许该汽油范围的轻质烯烃和轻质石蜡裂化。该高提升管出口温度和该反应高热量，最大化了MAXOFIN-3添加剂的效力。
以相对于第二提升管较低的成本，石脑油可以替换地被循环到在该提升管基底且在该新鲜进料管口之下的“提升区”。这种位置在只有一个提升管的单元中产生可能的最高温度。但是，在这种情形下，由于降低的驻留时间和非有效的气体-固体接触，汽油裂化小于具有单独提升管的情形。结果，烯烃产量稍稍较低，并且，对于提升区石脑油裂化来说，选择性较单独提升管石脑油裂化来说更佳。但是，该第二提升管带来更多的操作灵活性，特别是当期望最大化该蒸馏物和轻质烯烃，同时产生最小化汽油时。这样，提升区和第二提升管之间的选择取决于对于操作灵活性和资金利用率的需求。
图1中描述了一种典型的双提升管MAXOFIN FCC结构。
适用于在此描述的该方法的另一形式的非传统FCC技术是一种方法，其使用流化催化反应器，将通常在C4～C8范围内的轻质烃，转化为富含丙烯的较高价值产物流体。这种FCC技术通过Kellogg Brown &Root的许可以标示SUPERFLEX获得。在图2中描述了一种用于该SUPERFLEX催化裂化技术的典型示意。SUPERFLEX技术是一种方法，其使用流化催化反应器，将通常在C4～C8范围内的轻质烃，转化为富含丙烯的较高价值产物流体。对于该SUPERFLEX反应器来说，具有相对高烯烃含量的流体是最好的进料。这样，烯烃设备副产物C4和C5切取馏分、部分氢化的或作为从分馏过程的萃余液，是用于这种类型FCC单元的最优进料。这种方法的一种好处是，其处理其它潜在地低价值富烯烃流体的能力，如精炼厂FCC和炼焦器轻质石脑油。这些流体，考虑到关于汽压的新发动机汽油调节、烯烃含量和氧化规定，因为用于汽油的混合原料，可以具有愈加低的价值，但是对于该SUPERFLEX反应器来说是良好的进料。除了丙烯之外，该方法也产生副产物乙烯和高辛烷汽油馏分，其给该总操作利润添加更多价值。
该反应器(转炉)由四部分组成提升管/反应器、断开器、分流器和再生器。用于该反应器的关联系统可以是标准FCC系统，且包括气体供给、烟道气处理和热量回收。反应器在顶部被冷却和洗涤，以回收残留催化剂，其被循环回该反应器。虽然依赖于给定设备中的有效容量，但是该网络顶部产物典型地被送到烯烃设备中的初级分馏器，该反应器流出液可以替换地被进一步冷却，并送到该烯烃设备裂化气体压缩机中。
图3为用于在此描述方法一种实施方式的一般流程。该描述的实施方式是一种引入如上描述(参见图1)的MAXOFIN双提升管催化裂化器2和热炉裂化器4的方式。这种实施方式中的新鲜进料流体为瓦斯油流体6，其被喂入到该FCC单元2中的该瓦斯油催化裂化区或提升管。供给该FCC单元中的该第二区或提升管一种含有C4～C6烯烃的进料流体，例如如下描述从该汽油分离器32中循环的流出液流体36。从该催化裂化单元2的流出液由甲烷、乙烯、丙烯、丁烯、裂化气、和更重组份组成。
在该新鲜进料流体被喂入到该催化裂化单元2中任一提升管的同时，烃循环流体被喂入到该热解炉裂化区4。该循环流体主要由乙烷和丙烷组成。从该催化裂化单元2的流出液被喂入到用于流体10中重质石脑油、轻质循环油、和/或淤浆油分离的分馏器8。从该热解裂化区4的流出液在淬火塔12中被冷却，并随后与从分馏器8的流出液混合，以形成流体14。
流体14在压缩机16中被压缩到约100kPa～约1000kPa的压力。如果必要时，该压缩流体18通常在单元20中进行处理，以从该裂化气体流体中去除氧化物、酸性气体和任意其它杂质，随后在干燥器22中传统干燥。该干燥流体24典型地被喂入到脱丙烷器26，其中该流体被分馏为一种含有C4和汽油组份的更重流体28，和一种含有烯烃组份的更轻流体30。该更重流体28被送到汽油分流器32，其中该流体被分离为一种汽油组份流体34和一种C4～C6流出液流体36，其被循环到催化裂化器2中的第二提升管和/或热解裂化器4，取决于所期望的产物平衡。该汽油组份流体34被喂入到用于稳定处理的汽油加氢处理器38。
在所述实施方式中，该处理的汽油流体40，含有C6和更重烃，优选地被喂入到BTX单元42，用于回收苯、甲苯、和二甲苯组份。任意传统BTX单元是合适的。示意性BTX过程单元在美国专利US6004452中被描述。在图3描述的该实施方式中，该萃余液循环流体44被喂入到该热裂化器4。替换地，流体44被循环到该MAXOFIN催化裂化器2，如该轻质烯烃裂化区或提升管、或其可以为一种该方法的产物。
从该脱丙烷器的更轻流体30，在压缩机46中被压缩到约500kPa～约1500kPa的压力，以形成压缩流体48，其被送到低温冷却行列50。从该冷却行列中去除轻质流体52，作为一种燃料气。从该冷却行列的较重流体54被喂入到一连串分离器，用于烯烃流体的离析。特别地，该流体54典型地被喂入到脱甲烷器56，其产生一种轻质循环流体58和一种较重产物流体60，其依次被送到脱乙烷器62。该脱乙烷器62分离该流体为一种含有乙烯的轻质组份流体64。流体64被分离为一种乙烯产物流体66，和一种被循环到热解裂化器4的乙烷流体68。从该脱乙烷器62的较量流体70被送到C3分流器72，其中该流体70被分离为一种丙烯产物流体74，和一种被循环到热裂化器4的丙烷流体76。替换地，流体68、76的一种或二者，全部或部分地，可以是一种该方法的产物。
该催化和热解裂化单元的综合方法容许在处理各种进料上的灵活性。该综合方法容许热和催化裂化单元在新型或更新的石油化学联合体中，以补充类型使用。该石油化学联合体可以设计为使用可获得的最低价值进料流体。通过输送各种副产物到适当的裂化技术，综合方法容许生成具有最大化价值的整体产物石板。例如，除了该瓦斯油进料流体之外，如果期望处理轻质进料流体，如LPG或石脑油时，该轻质进料流体被直接喂入该热解裂化单元。而且，在此描述的该方法容许同时处理多个新鲜进料流体。例如，一种新鲜进料流体可以被喂入该催化裂化单元中的一个提升管，同时该热解裂化单元的循环进料流体可以用另一相对轻质的新鲜进料流体来补充。
具有综合与利用热和双提升管催化裂化单元的能力，也可以从给定进料流体改变产物混合产量，以生成混合最期望的主要市场条件。例如，增强烯烃产物的选择性。该热解裂化单元促进乙烯和丙烯的生成。相反，该催化裂化单元促进丙烯和更高烯烃产物的生成。因此，当市场条件关注增强的烯烃产物时，图3中描述的该C4～C6流出液流体36可以被引入催化裂化器2中的第二提升管。当市场条件关注增强的乙烯产物时，该C4～C6流出液流体36和图1中描述的乙烷/丙烷循环流体68可以被引入该热解裂化器4。
在图4中描述了在此描述的方法的另一种实施方式。这种实施方式使用了两个不连续的催化裂化器和一个热裂化器。在这种实施方式中，该催化裂化器是如上描述的一种传统的瓦斯油-渣油FCC裂化器80和一种SUPERFLEX裂化器82。该热解裂化器为一种传统的热裂化炉84。这种实施方式中的该新鲜进料流体是瓦斯油渣油流体6，其被喂入到催化裂化区80。在该催化裂化区80中，如上描述该进料流体被裂化。从该FCC裂化区80的流出液由甲烷、乙烯、丙烯、丁烯、裂化气和更重组份组成。
在该新鲜进料被喂入到该FCC裂化区80的同时，烃循环流体被喂入到该SUPERFLEX催化裂化器82和热解炉裂化区84。该SUPERFLEX裂化器82的循环流体主要由C4～C6烯烃组成。该热解裂化器84的循环流体主要由乙烷和/或丙烷组成。从该FCC裂化区80的流出液与从该SUPERFLEX裂化区82的流出液混合，并且该循环流体被喂入到分馏器86，用于流体88中重质石脑油、轻质循环油、和淤浆油的分离。从该热解裂化区84的流出液在淬火塔90中被冷却，且随后与从分馏器86的流出液混合，以形成流体92。
流体92在压缩机94中被压缩到约100kPa～约1000kPa的压力。如果必要时，该压缩流体96随后在单元98中进行处理，以去除氧化物、酸性气体、和任意其它杂质，随后在干燥器100中干燥。该干燥流体102典型地被喂入到脱丙烷器104，其中该流体被分馏为一种含汽油组份的较重流体106，和一种含轻质烯烃组份的较轻流体108。该较重流体104被送到汽油分流器110，其中该流体被分离为一种汽油组份流体112，和一种C4～C6流出液流体114，其被循环到该热解裂化器84或该催化裂化器82，取决于所期望的产物平衡。该汽油组份流体112被喂入到用于稳定处理的汽油加氢处理器114。
在所述的该实施方式中，该处理的汽油流体116被喂入到传统BTX单元118，用于回收苯、甲苯、二甲苯组份，如图3前述。在这种实施方式中，该萃余液循环流体120被喂入到该热解裂化器84，或者其可以被喂入到该SUPERFLEX催化裂化器82。替换地，该萃余液流体120可以是一种该方法的产物。
从该脱丙烷器104的较轻流体108，在压缩机122中被压缩到约500kPa～约1500kPa的压力，以形成压缩流体124，其被送到低温冷却行列126。从该冷却行列回收轻质流体116，作为一种燃料气。从该冷却行列的较重流体118被喂入到一连串分离器，用于烯烃流体的离析。特别地，该流体130被喂入到脱甲烷器132，其产生一种轻质循环流体134和一种较重产物流体136，其被送到脱乙烷器138。该脱乙烷器139将该流体分离为一种含乙烯的轻质组份流体140。流体140被喂入到C2分流器，其中其被分离为一种乙烯产物流体144和一种被循环到热裂化器84的乙烷流体146。从该脱乙烷器138的较重流体148被送到C3分流器150，其中该流体148被分离为一种丙烯产物流体152和一种被循环到热解裂化器84的丙烷流体154。替换地，流体146、154中一种或二者，全部或部分，可以是一种该方法的产物。
该催化和热解裂化单元的综合方法容许在处理各种进料上的灵活性。该综合方法容许热解和催化裂化单元在新型或更新的石油化学联合体中，以补充类型使用。该石油化学联合体可以设计为使用可获得的最低价值进料流体。通过输送各种副产物到适当的裂化技术，综合方法容许生成具有最大化价值的整体产物石板。例如，如果期望处理轻质进料流体，如LPG或石脑油时，该进料流体通过将其直接喂入该热解裂化单元来处理。而且，在此描述的该方法容许同时处理多个新鲜进料流体。例如，一种新鲜进料流体可以被喂入该催化裂化单元，同时该热解裂化单元的循环进料流体可以用相对轻质的新鲜进料流体来补充。
具有综合与利用热解和催化裂化单元的能力，也可以从给定进料流体改变产物混合产量，以生成混合最期望的主要市场条件。例如，增强烯烃产物的选择性。该热解裂化单元促进乙烯和丙烯的生成。相反，该催化裂化单元促进丙烯和更高烯烃产物的生成。因此，当市场条件关注增强的烯烃产物时，该C4～C6流出液流体36和图4中描述的该BTX萃余液循环流体120，可以被引入催化裂化器82。当市场条件关注增强的乙烯产物时，该C4～C6流出液流体36、BTX萃余液流体120、和/或乙烷/丙烷循环流体154，可以被引入该热裂化器84。
表1比较了用于依据本发明(运行1-6)的各种裂化单元结构的模拟总材料平衡，和用于只具有单一或双FCC区(分别为基础1和2)的现有技术结构的总材料平衡。运行1和5代表图3中所述的实施方式，即具有热解反应器的双提升管MAXOFIN单元。运行2-4和6用于图4实施方式，即传统瓦斯油FCC裂化器、SUPERFLEX催化裂化器和热解单元。
这些数据显示，本发明的三-区结构相对于现有技术的单一或双FCC裂化区，可以改进乙烯和/或丙烯的产量。
在此描述的该裂化单元的综合方法，通过增强高价值产物的产率，容许使用使用低价值进料流体来操作石油化学设备。在此描述的该裂化反应器的综合方法，可以在基础设备中采用，也用于更新的现有设备。在此描述的该裂化单元的综合方法，可以在用于综合裂化操作和石油化学衍生物处理操作的配置中使用，如在美国专利US5981818中所述。
在此涉及的所有专利和出版物，据此全部引入作为参考。
虽然已详细描述了各种实施方式和它们的优点，但是应理解的是，在不偏离通过随后权利要求定义的本发明的精神和范围下，可以产生各种变化、替换、和变更。
权利要求
1.一种烯烃生产方法，包括将一种含有乙烷、丙烷或其混合物的轻质烷烃流体通过蒸汽热解区，且淬火其中的流出液，以形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的热解流出液；在第一FCC区中，裂化包括具有至少4个碳原子的烯烃的轻质烃流体，以形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的第一FCC流出液；在第二FCC区中，裂化含有瓦斯油、全馏程瓦斯油、渣油、或其混合物的精炼流体，以形成一种富含乙烯、丙烯或其混合物的第二FCC流出液；将该第一和第二FCC流出液一起分馏，以去除重质石脑油、轻质循环油、淤浆油、或其混合物，并回收一种混合的含烯烃FCC馏分；将该热解流出液与该混合FCC馏分一起调节，以去除氧化物、酸性气体、水或其混合物，以形成一种调节流体；将该调节流体分离为至少一种尾气流体，一种乙烯产物流体，一种丙烯产物流体，一种含有乙烷、丙烷、或其混合物的轻质流体，一种含有C4～C6烯烃的中间流体，和一种含有C7与更高烃的重质流体；将该轻质流体循环到该蒸汽热解区；和将该中间流体循环到该第一FCC区。
2.权利要求1的烯烃生产方法，进一步包括将该重质流体循环到该第一FCC区。
3.权利要求1的烯烃生产方法，进一步包括加氢处理该重质流体，以获得一种加氢处理流体；从该加氢处理流体中提取含有苯、甲苯、二甲苯或其混合物的产物流体，以获得一种含芳族化合物少的萃余液流体；和将该萃余液流体循环到该蒸汽热解区。
4.权利要求1的烯烃生产方法，其中，通过该蒸汽热解区的该轻质烷烃流体进一步包括石脑油。
5.权利要求1的烯烃生产方法，其中，通过该蒸汽热解区的该轻质烷烃流体进一步包括LPG。
6.权利要求1的烯烃生产方法，其中，在该第一FCC区中被裂化的该轻质烃流体包括FCC石脑油。
7.权利要求1的烯烃生产方法，其中，在该第一FCC区中被裂化的该轻质烃流体包括轻质催化石脑油。
8.权利要求1的烯烃生产方法，其中，在该第二FCC区中被裂化的该精炼流体包括石蜡瓦斯油。
9.一种烯烃生产方法单元，包括平行的蒸汽热解、轻质烯烃FCC和瓦斯油-渣油FCC区，用于制备一种含有乙烯和丙烯的混合流出液；用于调节该混合流出液的设备，以去除氧化物、酸性气体和水，形成一种调节流体；用于分离该调节流体为至少一种尾气流体，一种乙烯产物流体，一种丙烯产物流体，一种含乙烷、丙烷、或其混合物的轻质流体，一种含有C4～C6烯烃的中间流体，和一种含有C7与更高烃的重质流体的设备；用于将该轻质流体循环到该蒸汽热解区的设备；和用于将该中间流体循环到该第一FCC区的设备。
全文摘要
公开了具有用于最大化石油化学进料有效产物的热解裂化区的瓦斯油与轻质烯烃催化裂化区综合方法。通过输送各种进料流体和循环流体到该适当的裂化区，如乙烷/丙烷到该蒸汽热解区且C
文档编号C10G11/18GK1651363SQ20041010111
公开日2005年8月10日 申请日期2004年12月14日 优先权日2004年1月14日
发明者M·J·塔尔曼, C·桑特纳, R·B·米勒 申请人:凯洛格·布朗及鲁特有限公司