具体实施方式

本文公开的实施方案一般地涉及热裂化烃混合物(诸如全原油或其他烃混合物)以生产烯烃。一方面，本文公开的实施方案涉及用于将全原油和其他含有重烃的物流转化为轻烯烃和芳烃的系统和方法。本文的实施方案涉及以原油和/或低价值重烃作为进料并生产石油化学产品，诸如轻烯烃(乙烯、丙烯和/或丁烯)和芳烃的方法和系统。本文公开的实施方案可以完全省去炼油厂，同时使原油到化学品在原油方面非常灵活。

在本文公开的实施方案中有用的烃混合物可包括具有以下沸程的各种烃混合物：其中混合物的终沸点可大于500℃，诸如大于525℃、550℃或575℃。高沸点烃类，诸如沸点超过550℃的烃类的量，可以低至0.1重量％、1重量％或2重量％，但可以高达10重量％、25重量％、50重量％或更高。本说明书是相对于原油，诸如全原油进行解释的，但任何高沸腾终点烃混合物都可以使用。

本文公开的方法可应用于具有宽沸点曲线和高于500℃的终馏点的原油、凝析油和烃。这样的烃混合物可包括全原油、原始原油、经加氢加工的原油、瓦斯油、真空瓦斯油、取暖油、喷气燃料、柴油、煤油、汽油、合成石脑油、残油重整油、费-托液体、费-托气体、天然汽油、蒸馏油、原始石脑油、天然气冷凝物、常压管式蒸馏釜塔底物、包括塔底物在内的真空管式蒸馏釜物流、宽沸程石脑油至瓦斯油冷凝物、来自炼油厂的重质非原始烃流、减压瓦斯油、重瓦斯油、常压渣油、加氢裂化蜡和费-托蜡等。在一些实施方案中，烃混合物可以包括沸点从石脑油沸程或更轻至真空瓦斯油沸程或更重的烃类。

值得注意的是，当烃混合物的终沸点高时，诸如超过550℃，烃混合物不能直接在热解反应器中加工以生产烯烃。这些重烃的存在导致在反应器中形成焦炭，其中焦化可能发生在一个或多个对流区预热盘管或过热盘管、辐射盘管或输送线换热器中，并且这种焦化可能迅速发生，诸如在几个小时内。全原油通常不进行商业裂化，因为它不经济。它通常被分馏，并且只有特定的切取馏分用于热解加热器中以生产烯烃。剩余部分用于其他工艺。裂化反应通过自由基机理进行。因此，当它在高温下裂化时可以实现高乙烯收率。较轻进料(如丁烷和戊烷)需要高反应器温度以获得高烯烃收率。重质进料(如瓦斯油和真空瓦斯油(VGO))需要较低的温度。原油包含从丁烷到VGO和渣油(材料沸点超过550℃)的化合物分布。将未经分离的全原油经历高温会产生高收率的焦炭(在高苛刻度下裂化烃类的副产品)并堵塞反应器。热解反应器必须定期关闭，并通过蒸汽/空气除焦来清洗焦炭。烯烃生产时两个清洗周期之间的时间称为运行周期。当全原油在未经分离的情况下裂化时，焦炭会沉积在对流段盘管(汽化流体)、辐射段(在其中发生烯烃生产反应)和/或输送线换热器(在其中通过冷却快速停止反应以保持烯烃收率)中。本文的实施方案可以解决这些问题。

在根据本文实施方案的方法中，可以将全原油或其他含重烃的混合物送至热解加热器的对流区。利用来自热解加热器对流段的热量，混合物在第一增强分离装置(ESD-1)中闪蒸，并且蒸气馏分(切取馏分1)在加入蒸汽后被送至热解加热器的对流区。在被送至热解加热器的反应区(辐射区)之前，该轻质馏分通过添加递增量的蒸汽逐步地加热，以将切取馏分1馏分转化为烯烃和其他化学品。

在本文的实施方案中有用的热解反应器可以是具有在辐射箱中燃烧的多个盘管的管式反应器。每个反应器可具有从25英尺至600英尺的长度和1英寸至8英寸的内径。热量可以通过燃烧气体和/或液体燃料来供应。环境空气、预热空气、浓缩空气和/或燃气轮机烟气可用作空气源。盘管出口压力可以在2psig至30psig之间变化，并且盘管出口温度可以在730℃至950℃的范围内。在热解反应器中不使用催化剂。

来自ESD-1的液体部分(切取馏分2)在热解加热器或第二热解加热器的对流段中进一步加热，并在第二增强分离装置(ESD-2)中闪蒸。在逐渐添加稀释蒸汽后，轻馏分(切取馏分3)可在热解加热器的对流区内逐步地加热。替代地或附加地，可将切取馏分3或其一部分送至固定床加氢转化段，以将切取馏分3转化为富含氢的石脑油和适合在热解加热器中转化为烯烃和其他石油化学产品的较轻馏分。

来自ESD-2的液体馏分(切取馏分4)与蒸汽混合，并用来自热解加热器的对流热和来自作为第三增强分离装置(ESD-3)一部分的再沸器的增量热加热。来自ESD-3的轻质塔顶馏分(切取馏分5)或其一部分可被送至流化催化裂化(FCC)单元，该单元可包括，例如，设计成最大化丙烯的沸石催化剂体系。

来自ESD-3的液体馏分(切取馏分6)可含有在一些实施方案中通常沸点高于450℃、在其他实施方案中沸点高于500℃、并且在还其他实施方案中沸点高于565℃的烃类。可以将切取馏分6送至渣油加氢裂化单元，用于将切取馏分6中的烃类转化为较低沸点的馏分，诸如乙烷、丙烷、丁烷、轻石脑油和重石脑油、柴油沸程材料和VGO沸程材料。

在一些实施方案中，切取馏分4或其一部分可进给至渣油流化催化裂化单元(RFCC)。RFCC单元可以容许进料中较高量的氮和康拉逊残碳(CCR)。例如，当起始原油的氢含量足够高(高API)且金属和CCR含量相对地低时，可以使用RFCC。

在一些实施方案中，切取馏分5可发送至固定床加氢转化单元，以部分地加氢转化为石脑油和较轻的馏分。产品石脑油和较轻的馏分可进给至蒸汽裂化器，而未转化的富含氢的馏分可回送至FCC单元以提高丙烯收率。

渣油加氢裂化单元可以具有集成加氢处理段，以减少渣油加氢裂化产生的馏分中的硫和氮，和/或提高来自渣油加氢裂化的馏分的氢含量，和/或减少液体馏分中的重多核芳烃的量。来自集成加氢处理器的流出物可被分馏。较轻的馏分可发送至固定床加氢处理/加氢裂化段，用于将柴油沸程材料进一步加氢处理和加氢转化为适合作为蒸汽裂化器进料的石脑油。在某些实施方案中，较轻的馏分可直接送至蒸汽裂化器。

来自蒸汽裂化器和相关单元的经加氢处理的VGO可送至FCC单元以转化为轻烯烃和芳烃。来自FCC单元的轻循环油(LCO)可发送到固定床加氢处理器/加氢裂化器，以转化为石脑油和较轻的组分。富含重芳烃的FCC重循环油(HCO)可用作渣油加氢裂化段的优良稀释剂。来自蒸汽裂化器的低价值热解油也可发送至渣油加氢裂化段，渣油加氢裂化段可具有合适的催化剂体系和反应器平台(诸如沸腾床或淤浆加氢裂化)以转化热解油。

因此，本文中具有这样的单元和工艺的布置的实施方案可以不具有低价值的流出物流。来自蒸汽裂化器的氢气可发送至消耗氢气的反应区，从而最小化整个工艺的氢气消耗。此外，FCC单元的加入还可以最小化氢气消耗，同时提高丙烯的收率。

在该方法的一些实施方案中，诸如在芳烃和烯烃生产都有价值的情况下，来自加氢处理/加氢裂化区的全石脑油可被分成富含链烷烃的轻石脑油馏分和富含芳烃的重石脑油流。轻石脑油馏分可发送至蒸汽裂化器以获得优良的烯烃收率，而富含环烷烃和芳烃的重石脑油流可发送至催化重整段以最大化芳烃的产量。

如上所述，本文的实施方案可包括(a)增强分离装置，(b)加氢处理/加氢裂化反应区，(c)流化催化裂化反应区，(d)渣油加氢裂化反应区，其在一些实施方案中，可包括集成加氢处理器系统，(e)蒸汽裂化器，包括相关单元诸如芳烃单元和一个或多个分馏器，以回收烯烃诸如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯以及芳烃诸如苯、甲苯、和二甲苯。本文的实施方案还可包括(f)催化重整单元。

根据本文的实施方案的增强分离装置(a)可包括具有切向进口喷嘴的闪蒸罐，其具有用于分离蒸气和液体的特征。罐可配备有一个或多个蒸汽喷射喷嘴。在一些实施方案中，诸如对于第一ESD(ESD-1)，闪蒸罐可以配备有一个或多个除雾器垫和/或可回流(诸如用石脑油流回流)的填充床，并且可以提供单独的返回进口喷嘴用于引入来自蒸汽裂化器的烯烃回收段的轻循环流(丁烷)。在其他实施方案中，诸如对于第二ESD(ESD-2)，闪蒸罐可以配备有至少一个可以用油流回流的填充床，并且可以提供单独的进口喷嘴用于引入中间循环流，诸如来自蒸汽裂化器的烯烃回收段的中间循环流。在还其他实施方案中，诸如对于第三ESD(ESD-3)，ESD可以是具有单独的汽提和精馏段的再沸塔，可以配备有用于蒸汽汽提的装置和添加釜式再沸器或插入式再沸器(stab-in reboiler)、以及用于回流的装置。在其他实施方案中，ESD-1可以是带有除雾器垫的简单闪蒸罐，而ESD-2或ESD-3可以是填料塔或盘式塔，尽管效率可能较低。在其他实施方案中，ESD 3可以通过使用FCC主分馏器代替，主分馏器可以从原油和淤浆油中分离出最重的馏分，并将塔底物送至渣油加氢裂化段。

反应区(b)-(f)是本领域公知的，虽然不清楚如本文的实施方案中所提供的那样布置。反应区可以包括一个或多个反应器，并且除了蒸汽裂化器(热解)反应区，可包括一个或多个固定床反应器、沸腾床反应器、淤浆床或移动床反应器，或其他类型的本领域已知的串联或并联反应系统，并且每个反应区可包括可用于预期反应(加氢裂化、加氢处理、加氢加工、加氢脱氮、康拉逊残碳去除、加氢脱硫、芳构化等)的催化剂。

在一些实施方案中，蒸汽裂化器可根据需要包括一个或多个热解加热器，以及对流区盘管、辐射区盘管和输送线换热器。蒸汽裂化器还可包括一个或多个分离器或蒸馏塔，其用于将蒸汽裂化产品分离成所需的烃馏分，诸如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、一种或多种石脑油馏分、柴油馏分、VGO馏分和热解气馏分等。蒸汽裂化器还可以包括相关单元诸如芳烃单元和一个或多个用于回收芳烃(诸如苯、甲苯和二甲苯)的分馏器。在一些实施方案中，蒸汽裂化器还可包括用于将乙炔和二烯烃转化为烯烃和链烷烃的加氢单元。

如上所述，通过将全原油或含有重烃的混合物分离成各种沸点馏分，并集成加氢处理、加氢裂化、流化催化裂化、和渣油加氢裂化，以及可以通过适当地设计设备并控制操作条件来控制蒸汽裂化器各段中的焦化。在蒸汽的存在下，可以在对流段中不会焦化的情况下将烃混合物加热至高温。可以加入附加的蒸汽以进一步绝热地汽化流体和/或可以在对流区中进一步加热。因此，对流部中的焦化被最小化。

由于可以在独立的盘管中加工不同沸点的切取馏分，可以控制用于每种切取馏分的苛刻度。这降低了辐射盘管和下游输送线换热器(TLE)中的焦化。总体而言，与去除具有重质尾油(高沸点渣油)的单个切取馏分相比，烯烃的产量可以最大化。与本文公开的实施方案相比，重质油加工方案或没有各种沸点馏分的全原油的常规预热产生更少的总烯烃量。在本文公开的方法中，具有低沸点至任何终馏点的任何材料可以在该材料的最佳条件下被加工。可以将原油处理为一种、两种、三种或更多种单独的切取馏分，并且可以分别在最佳条件下对每种切取馏分进行加工。

可以在适当的位置加入饱和的和/或过热的稀释蒸汽，以将进料汽化至每个阶段所需的程度。烃混合物的分离可以在增强分离装置中进行以将烃类分离成各种切取馏分。蒸气切取馏分可以在一个或多个蒸汽裂化器和相关单元中加工。替代地或附加地，在一个或多个蒸汽裂化器中加工所得的烃类之前，可以在加氢处理/加氢裂化反应区或流化催化裂化反应区中加工较重的蒸气切取馏分。在加氢处理/加氢裂化反应区、流化催化裂化反应区、和/或一个或多个蒸汽裂化器中的一个或多个中加工所得的烃类之前，可以在渣油加氢裂化单元中加工重质尾油。

可以用来自工艺流的废热对烃混合物进行预热，工艺流包括来自裂化工艺的流出物或来自热解反应器/加热器的烟道气。替代地，可以使用原油加热器进行预热。在这种情况下，为了使热解反应器的热效率最大化，可以采用其他冷流体(如锅炉给水(BFW)或空气预热或节能器)作为一个或多个热解加热器的对流段的最上层冷沉(cold sink)。

在热解反应器中裂化烃类的工艺可以分为三个部分，即对流段、辐射段和急冷段(诸如在输送线换热器(TLE)中)。在对流段，进料被预热、部分地汽化、并与蒸汽混合。在辐射段，进料被裂化(在其中发生主要裂化反应)。在TLE中，反应流体被快速急冷以停止反应并控制产品混合物。用油直接急冷代替经由热交换的间接急冷也是可接受的。

本文的实施方案有效地利用对流段来增强裂化工艺。在一些实施方案中，可在单个反应器的对流段中进行所有加热。在一些实施方案中，原油进入对流管束的顶部一排，并用在加热器的辐射段中产生的热烟道气在操作压力下将该原油预热至中等温度，而无需添加任何蒸汽。取决于原油和生产量，出口温度通常在150℃至400℃变化。在这些条件下，可能会汽化5％到70％的原油。例如，该第一加热步骤的出口温度可以使得石脑油(在ASTM曲线中在约200℃下沸腾)汽化。因为用加热器的辐射段产生的热烟道气对烃混合物进行预热，可以预料出口温度的有限温度变化和灵活性。

在一些实施方案中，至多95％的原油可能会汽化，诸如5％至95％的原油。如上所述，蒸气馏分可取决于原油。例如，对于阿拉伯轻质馏出物，流60可包含15至30重量％的原油，流74可包含15至30重量％的原油，并且流84可包含15至25重量％的原油。蒸气量将根据注入ESD的蒸汽量而变化。

经预热的烃混合物进入增强分离装置，用于将汽化部分(切取馏分1)与未汽化部分(切取馏分2)分离。可使蒸气(切取馏分1)进一步过热，与稀释蒸汽混合，并且进给至辐射盘管进行裂化。石脑油切取馏分(或轻烃馏分，切取馏分1)和稀释蒸汽的混合物在对流段进一步过热并进入辐射盘管。辐射盘管可以在不同的腔室(cell)中，或者单个腔室中的一组辐射盘管可以用于裂化石脑油和较轻的馏分。可以控制稀释蒸汽的量以使总能耗最小化。通常，将蒸汽与轻烃馏分控制在蒸汽与油的比约为0.5w/w，其中0.2w/w至1.0w/w的任何值，诸如0.3w/w至0.7w/w，是可接受的。在一些实施方案中，切取馏分1可包括C1-C9烃类，诸如在各种实施方案中沸点在C1至C7、C1至C8或C1至C9的范围内的烃类。例如，切取馏分1可以包括沸点至多为在约155℃至约210℃的范围内的切取馏分1的终沸点，诸如160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、或210℃的终沸点的烃类。例如，一些实施方案优选从切取馏分1中排除更高沸点的C8和/或C9芳烃。用于ESD的热量可以由来自热解加热器的对流区的热量提供。引入蒸汽是为了降低烃分压并减少对流管中的结垢。

来自增强分离装置的液体(未汽化的进料，切取馏分2)可与少量的稀释蒸汽混合，并在对流段中进一步加热。该盘管的S/O(蒸汽/油比)可以约为0.1w/w，其中0.05w/w至1.0w/w的任何值都是可以接受的。由于该蒸汽还将与切取馏分2一起加热，因此无需注入过热的蒸汽。饱和的蒸汽就足够了。然而，注入过热的蒸汽代替饱和的蒸汽并无害处。在对流段中加入蒸汽且加热可以汽化切取馏分2中的一部分烃类。然后，可将经加热的/部分地汽化的切取馏分2进给至增强分离装置，以将汽化部分(切取馏分3)与未汽化部分(切取馏分4)分离。蒸气(切取馏分3)或其一部分可进一步过热，与稀释蒸汽混合，并进给至辐射盘管进行裂化。在一些实施方案中，切取馏分3可以是C9至C16烃类，在各种实施方案中，诸如沸点在C7、C8或C9至C15、C16或C17的范围内的烃类。例如，切取馏分3可包括沸点在切取馏分1的终沸点(切取馏分3的初沸点)直至切取馏分3的终沸点的范围内的烃类，切取馏分3的终沸点在约270℃至约310℃的范围内，诸如为270℃、275℃、280℃、290℃、300℃或310℃的终沸点。用于ESD的热量可以由来自热解加热器的对流区的热量提供。引入蒸汽是为了降低烃分压并减少对流管中的结垢。

来自第二增强分离装置的液体切取馏分4可与少量的稀释蒸汽混合并在对流段中进一步加热。该盘管的S/O(蒸汽/油比)可以约为0.1w/w，其中0.05w/w至1.0w/w的任何值都是可以接受的。由于该蒸汽也将与切取馏分4一起加热，因此无需注入过热的蒸汽。饱和的蒸汽就足够了。然而，注入过热的蒸汽代替饱和的蒸汽并无害处。在对流段中加入蒸汽且加热可以汽化切取馏分4中的一部分烃类。然后，可将经加热的/部分地汽化的切取馏分4进给至第三增强分离装置，以将汽化部分(切取馏分5)与未汽化部分(切取馏分6)分离。蒸汽(切取馏分5)或其一部分可进一步过热，与稀释蒸汽混合，并进给至辐射盘管进行裂化。第三增强分离装置可包括回流的能力并且在一些实施方案中可包括再沸器。在一些实施方案中，切取馏分5可以是C15-C30烃类，诸如在各种实施方案中沸点在C15、C16或C17至C28、C30或C32的范围内的烃类。例如，切取馏分5可包括沸点在切取馏分3的终沸点(切取馏分5的初沸点)直至切取馏分5的终沸点的范围内的烃类，切取馏分5的终沸点在约370℃至约480℃的范围内，诸如380℃、400℃、420℃、430℃、440℃或460℃的终沸点。用于ESD的热量可以由来自热解加热器的对流区和任选的增量再沸器的热量提供。引入蒸汽是为了降低烃分压并减少对流管中的结垢。

对于大多数原油来说，其终沸点较高，并且永远不会在最后一个对流区加热盘管的出口处汽化。最后一个对流区加热盘管的典型出口温度可以在约300℃至500℃的范围内，诸如约400℃，这可以设定切取馏分5的终沸点(切取馏分6的初沸点)。可以选择出口温度以使对流区盘管中的焦化最小化。加入到待汽化物流中的蒸汽量使得使用最小的稀释蒸汽流量并且在不焦化的情况下获得最高出口温度。由于存在一些蒸汽，焦化被抑制。对于高焦化原油，优选更高的蒸汽流量。

为了避免进给至辐射盘管的管线中蒸气的任何冷凝，可以将少量过热稀释蒸汽加入到增强分离装置的蒸气侧出口。这将避免管线中的重材料冷凝，避免这些材料变成焦炭。

未汽化的液体(切取馏分6)可以在渣油加氢裂化单元中进一步加工。在一些实施方案中，切取馏分6可以与其他重烃进料共同加工，其他重烃进料诸如为从蒸汽裂化器产品分离中回收的热解油，或在本文系统中加工产生的或从外部来源提供的其他重烃流。

在一些实施方案中，切取馏分3的全部或部分可以与氢气一起进给至加氢处理/加氢裂化反应区。切取馏分3的加氢处理或加氢裂化可导致其中的烃类加氢转化为富含氢的石脑油和适合在一个或多个蒸汽裂化器中转化为烯烃和其他石油化学产品的较轻的馏分。因此，可以将来自加氢处理/加氢裂化反应区的流出物或产品与全原油一起进给至一个或多个第一增强分离装置，或与例如切取馏分2一起进给至第二增强分离装置。

在一些实施方案中，切取馏分5的全部或部分可以进给至流化催化裂化(FCC)反应区。FCC反应区可以包括一种或多种类型的催化剂，诸如Y型沸石、ZSM-5、或许多其他可用于将切取馏分5中的烃类转化为烯烃(诸如乙烯和丙烯)的催化剂。在一些实施方案中，催化剂可以是设计成使丙烯最大化的沸石催化剂体系，诸如ZSM-5。

如上所述，未汽化的液体(切取馏分6)可以在渣油加氢裂化单元中进一步加工，以将该馏分转化为较低沸点的馏分，诸如乙烷、丙烷、丁烷、轻石脑油和重石脑油、柴油沸程材料和VGO沸程材料。渣油加氢裂化单元可以具有集成加氢处理段，以减少渣油加氢裂化产生的馏分的硫和氮，并且提高来自渣油加氢裂化的馏分的氢含量，并且还减少液体馏分中重质多核芳烃的量。来自集成加氢处理器的流出物被分馏。较轻的馏分发送至固定床加氢处理/加氢裂化段，以将柴油沸程材料进一步加氢处理和加氢转化为适用于蒸汽裂化器的石脑油。在某些实施方案中，较轻的馏分可直接送至蒸汽裂化器。经加氢处理的VGO可送至FCC单元以转化为轻烯烃和芳烃。来自FCC单元的轻循环油(LCO)发送至固定床加氢处理器/加氢裂化器以转化为石脑油和更轻的组分。富含重芳烃的FCC重循环油(HCO)是渣油加氢裂化段中的优良稀释剂，并发送至那里。来自蒸汽裂化器的低价值热解油也发送至渣油加氢裂化段，渣油加氢裂化段具有合适的催化剂体系和反应器平台(沸腾床或淤浆加氢裂化)以转化热解油。

辐射盘管技术可以是具有从90毫秒至1000毫秒的范围内的大量停留时间的任何类型，具有多排和多个平行通道和/或分体式盘管布置。它们可以是竖直的或水平的。盘管材料可以是带有光壁管和翅片管或内部传热改善的管的高强度合金。加热器可以由一个带有多个盘管的辐射盒和/或每个盒都带有多个盘管的两个辐射盒组成。每个盒中的辐射盘管几何形状和尺寸和盘管数量可以相同或不同。如果成本不是一个因素，则可以采用多个物流加热器/换热器。

在辐射盘管中裂化之后，可以使用一个或多个输送线换热器来非常快速地冷却产品并产生超高压蒸汽。一个或多个盘管可以组合并连接到每个换热器。一个或多个换热器可以是双管式或多管壳式换热器。

代替间接冷却，也可以使用直接急冷。对于这种情况，可以在辐射盘管的出口处注入油。在油急冷之后，还可以使用水急冷。代替油急冷，全水急冷也是可接受的。急冷之后，产品发送至回收段。

图4示出了根据本文的实施方案用于将全原油和其他含重烃混合物转化为烯烃和芳烃的方法的简化工艺流程图。为简化说明，附图标记40表示蒸汽裂化器(热解)单元和相关设备，其可包括一个或多个燃烧管式炉，每个燃烧管式炉可用于蒸汽和/或全原油或其馏分的间接加热，以及用于将烃类裂化成乙烯和其他烯烃化合物。燃烧管式炉具有对流段或区和裂化段或区。该炉还包含一个或多个工艺管(辐射盘管)，通过该工艺管(辐射盘管)，通过烃进料管线进给的烃类在加热时裂化以产生产品气体。辐射和对流热是通过加热介质的燃烧来供应的，该加热介质通过加热介质进口(诸如炉膛燃烧器或壁式燃烧器)引入炉的裂化段，并通过排气口排出。加热器可以用100％炉底燃烧器、100％壁式燃烧器或其组合来燃烧。蒸汽裂化器单元还可包括用于急冷辐射盘管流出物的输送线换热器、以及一个或多个分馏器、萃取蒸馏塔等，其用于将蒸汽裂化器流出物分离成两种或更多种烃馏分，诸如乙烯馏分42、丙烯馏分44、苯馏分46、混合二甲苯馏分48、丁二烯馏分50、氢气馏分52和热解气馏分54。简化流程图没有图示设备或相关流程，但本领域的技术人员可以很好地理解。

烃原料56，诸如全原油或包括沸点为从石脑油沸程的烃类至标准沸点温度大于550℃的烃类的烃类的烃混合物，例如，可以被引入在热解加热器40的对流段中设置的加热盘管(未示出)。在加热盘管中，烃原料可以部分地汽化，汽化烃原料中的较轻组分，诸如石脑油沸程的烃类和较轻的烃类(诸如C1-C9烃类)。然后将经加热的烃原料进给至增强分离装置58以分离成蒸气馏分60和液体馏分62。

蒸汽可以通过多个流动管线供应至工艺。该工艺的各个部分可以使用低温或饱和的蒸汽，而其他部分可以使用高温过热的蒸汽。待过热的蒸汽可通过流动管线进给至加热盘管，在热解加热器的对流区中加热，并通过一个或多个流动管线作为过热的蒸汽回收。

一部分蒸汽可以通过流动管线64进给并与蒸气馏分60混合，以在管线66中形成蒸汽/烃混合物。然后可以将流66中的蒸汽/烃混合物进给至热解加热器40的加热盘管(未示出)以过热。然后可以将所得的过热混合物进给至在热解加热器的辐射区中设置的裂化盘管。然后，可以回收经裂化的烃产品用于热回收、急冷和产物回收。

液体馏分62可以与蒸汽68混合并进给至在热解反应器40的对流区(未示出)中设置的加热盘管。在加热盘管中，液体馏分可以部分地汽化，汽化烃原料中其余的较轻组分，诸如中沸程至瓦斯油沸程的烃类。将蒸汽注入液体馏分62可有助于防止在加热盘管中形成焦炭。然后，经加热的液体馏分70进给至第二增强分离装置72以分离成蒸气馏分74和液体馏分76。

一部分过热的蒸汽(未示出)可以与蒸气馏分74混合以形成蒸汽/烃混合物。然后，可以将蒸汽/烃混合物进给至加热盘管(未示出)。然后可以将所得的过热混合物进给至在反应区40中热解加热器的辐射区中设置的裂化盘管。然后可以回收经裂化的烃产品以连同从蒸气馏分66的裂化回收的产品一起用于热回收、急冷和产物回收。

过热的蒸汽可以通过流动管线(未示出)直接注入增强分离装置58、72中的一个或两个。将过热的蒸汽注入增强分离装置可以降低分压并增加在蒸气馏分60、74中的烃类量。

液体馏分76可与蒸汽78混合并进给至在热解反应器40的对流区(未示出)中设置的加热盘管。在加热盘管中，液体馏分可部分地汽化，汽化烃原料中的附加组分，诸如真空瓦斯油沸程的烃类。将蒸汽注入液体馏分76可有助于防止在加热盘管中形成焦炭。然后将经加热的液体馏分80进给至第三增强分离装置82以分离成蒸气馏分84和液体馏分86。

一部分过热的蒸汽(未示出)可以与蒸气馏分84混合以形成蒸汽/烃混合物。然后可以将蒸汽/烃混合物进给至加热盘管(未示出)。然后可以将所得的过热混合物进给至在反应区40中的热解加热器的辐射区中设置的裂化盘管。然后可以回收经裂化的烃产品以连同从蒸气馏分66、74裂化回收的产品一起用于热回收、急冷和产物回收。在将蒸气馏分引入裂化盘管以生产烯烃之前，还可以将过热的蒸汽引入增强分离装置以促进分离，以及将过热的蒸汽引入经回收的蒸气馏分以防止输送线中的冷凝。此外，如上所述，增强分离装置82可以是再沸和回流的分离装置(ESD-3)。从分离器回收的液体馏分86可包括进料烃混合物的最高沸点组分，诸如标准沸点温度大于550℃的烃类。在一些实施例中，热解单元40可包括不只一个的热解加热器。例如，ESD1、ESD2和ESD3可以连接到不同的加热器。此外，在一些实施方案中，塔顶物流可以进给至不只一个的热解加热器。

除了加热烃流和蒸汽流之外，热解加热器的对流区可用于加热其他工艺流和蒸汽流。例如，盘管可用于加热BFW(锅炉给水)和预热SHP(超高压)蒸汽等。线圈的布置和数量可以根据设计和可用的预期原料而变化。以这种方式，一个或多个对流段可以设计成最大化从烟道气回收的能量。较轻的烃类的裂化可以在更高的苛刻度下进行，并且通过适当地定位过热盘管，可以对特定的蒸气切取馏分60、74、84增强或定制裂化条件。这些物流可以进给至单个热解加热器或多个热解加热器。

在一些实施方案中，增强分离装置58可包括带有切向进口喷嘴的闪蒸罐，其具有用于分离蒸气和液体的特征。罐可配备有一个或多个蒸汽喷射喷嘴。在一些实施方案中，诸如对于第一ESD 58，闪蒸罐可以配备有一个或多个除雾器垫和/或可回流(诸如用石脑油流回流)的填充床，并且可以提供单独的进口喷嘴用于引入来自蒸汽裂化器的烯烃回收段的轻循环流(丁烷)。

在一些实施方案中，增强分离装置72可包括带有切向进口喷嘴的闪蒸罐，其具有用于分离蒸气和液体的特征。罐可配备有一个或多个蒸汽喷射喷嘴。在一些实施方案中，诸如对于第二ESD 72，闪蒸罐可以配备有至少一个可以用油流回流的填充床，并且可以提供单独的进口喷嘴用于引入中间(柴油、LCO)循环流，诸如来自蒸汽裂化器的烯烃回收段。

在一些实施方案中，增强分离装置82可以包括具有单独的汽提和精馏段的再沸塔。ESD82可配备有用于蒸汽汽提的装置和添加釜式再沸器或插入式再沸器、以及用于回流的装置。

一部分蒸气流74可被抽出并经由流动管线90发送至加氢处理/加氢裂化反应区92。此外，从热解反应区40的产物回收段回收的中沸程至瓦斯油沸程的烃类可通过流动管线94进给至加氢处理/加氢裂化反应区92。附加地或替代地，真空瓦斯油沸程的烃类(诸如流96，其可以是流84的一部分)或分别从渣油加氢裂化单元102或渣油FCC单元104回收的其他合适的烃馏分98、100进给至加氢处理/加氢裂化反应区92并在其中共同加工。在加氢处理/加氢裂化反应区92中，烃类可与氢气106混合并与催化剂接触以转化其中的一部分烃类。

在一些实施方案中，可以将来自加氢处理/加氢裂化反应区92的反应产物通过流动管线108进给至第一ESD 58以在蒸汽裂化器反应区40中进行分离和加工。在其他实施方案中，加氢处理/加氢裂化反应区92可包括一个或多个分离器或分馏器，其用于回收和再循环氢气(内部，未示出)，和/或用于回收一种或多种轻烃馏分108、中沸程烃馏分110、和重烃馏分112。例如，烃馏分108可进给至ESD 58，而馏分110可进给至ESD 72且重馏分112可进给至渣油FCC单元104。例如，轻烃馏分108可以包括C2-C4烯烃和石脑油沸程烃类。在一些实施方案中，流110可以包括沸点大于约150℃至约350℃的烃类，并且流112可以包括沸点大于约350℃的烃类。

一部分蒸气流84可被抽出并通过流动管线114发送至渣油FCC单元104。如上所述，在一些实施方案中，一部分蒸气流可通过流动管线96进给至加氢处理/加氢裂化反应区92。在一些实施方案中，从ESD 72回收的一部分液体馏分76可被抽出并通过流动管线116进给至渣油FCC单元104。同样地，渣油FCC单元可分别从加氢处理/加氢裂化反应区92和渣油加氢裂化反应区102接收适当的烃馏分112、118。在渣油FCC反应区104中，烃类可以与催化剂接触以转化其中的一部分烃类。

在一些实施方案中，来自渣油FCC单元104的反应产物可以通过流动管线120进给，用于在蒸汽裂化器产物回收区(40的内部构件，未示出)中进行分离和加工，用于烯烃和其他反应产物的分离和回收。渣油FCC单元104可包括一个或多个分离器或分馏器，其用于回收(内部，未示出)和/或回收一种或多种轻烃馏分120、中沸程烃馏分100和重烃馏分122。例如，轻烃馏分120可进给至蒸汽裂化器产物回收区，而馏分100可进给至加氢处理/加氢裂化反应区92，并且重馏分122可进给至渣油加氢裂化单元102。例如，流120可以包括链烷烃、C2-C4烯烃、和芳烃，流100可以包括LCO，并且流120可以包括重循环油(HCO)。

液体流86可发送至渣油加氢裂化单元102，在一些实施方案中，渣油加氢裂化单元102可以包括集成加氢处理器105。渣油加氢裂化单元102还可以接收来自渣油FCC单元104的烃流122，以及来自蒸汽裂化器产物回收区的热解气油54和/或燃料油进料流126。氢气52还可以从蒸汽裂化器产物回收区提供，并且根据需要可以通过流动管线124供应附加的氢气。在渣油加氢裂化反应区102中，烃类可以与氢气124、52混合并且与催化剂接触以转化其中的一部分烃类。

在一些实施方案中，来自渣油加氢裂化单元102的反应产物可以通过流动管线129进给以在ESD 58中分离和加工，从那里进给至裂化盘管等，或在蒸汽裂化器产物回收区(40的内部构件，未示出)中，用于烯烃和其他反应产物的分离和回收。渣油加氢裂化单元102可包括一个或多个分离器或分馏器，其用于回收(内部，未示出)和/或回收一种或多种轻烃馏分98、中沸程烃馏分118和重烃馏分(内循环，例如)。例如，轻烃馏分98可进给至加氢处理/加氢裂化反应区92，并且馏分118可进给至渣油FCC单元104。例如，流98可包括C2-C4烯烃、石脑油、和柴油沸程烃类，并且例如，流118可以包括真空瓦斯油。

蒸汽具有非常低的热容，并且油的汽化热也很大。此外，热解反应器的对流区中可用的热能不是无限的，并且挥发烃进料、过热蒸汽、和过热烃/蒸汽混合物至辐射盘管的多项任务，可能会导致大量的高沸点材料被剔除。单独的加热器可用于预热烃原料和/或稀释蒸汽，从而使整个工艺在加工具有少量和大量较重烃类的烃混合物时具有更高程度的灵活性，并提高来自烃混合物的总烯烃收率。

图4中示出了三个增强装置作为示例。根据原油和加工单元，一个ESD可用于生产轻馏分和重馏分。轻馏分可以在热解加热器和/或固定床加氢裂化单元中加工。重馏分可以在渣油加氢和/或渣油FCC单元中加工。

如图5所示，其中相同的数字代表相同的部件，在一些实施方案中，系统还可以包括催化重整反应区130。催化重整区130可以将石脑油沸程进料132转化为重整产品134，例如，重整产品134包括芳烃、以及其他反应和产物。然后可以将重整产品134进给至与蒸汽裂化器反应区40的产物回收段相关联的芳烃单元136。

如上所述，本文的实施方案可以使用三个分离步骤来向用于制备蒸汽裂化器进料的各个反应阶段提供进料。可以设想，对于一些进料，单个反应阶段可能是合适的，其中所得的轻馏分可进给至热解反应器和/或加氢裂化器92，而重质馏出物可进给至反应区104或102(当只有一个存在时)。经济和投资成本可能会决定可用于给定原油和位置的整体配置。同样地，本文的实施方案进一步设想使用两个、四个、或甚至五个分离阶段，将宽沸程原料分离成所需的馏分，以便它们可以根据本文的实施方案适当地制备用于热裂化和其他下游加工。

如上简述，本文的实施方案可以允许以经济可行的方式将原油直接裂化成化学品，形成如乙烯、丙烯和轻质芳烃的轻烃类，而不经过常规的精炼步骤。此外，由于页岩气革命促使越来越多地转向裂化较轻原料，将原油直接转化为化学品可能有助于阻住通常作为副产品(丙烯、丁二烯)生产的关键构件供需缺口的扩大。

根据本文实施方案的集成加工单元可将全原油(诸如阿拉伯轻质原油)以及低价值炼油厂流(诸如热解油(PyOil)、淤浆油和轻循环油(LCO))改质为更高价值的化学产品和芳烃联合装置原料提供独特的潜力。

根据本文实施方案的方法可以灵活用于具有高含量污染物(硫、氮、金属、CCR)的原油，这使其与只能处理非常轻的原油或凝析油的全原油工艺区别开来。与将全原油进行加氢处理(会涉及非常大的反应器体积并且在加氢方面效率低下)相反，本文的工艺仅根据需要并在该方法的合适位点加氢。

此外，利用流化催化裂化的脱碳步骤显著提高了丙烯的产量，同时降低了氢气消耗。FCC主分馏器可用于该方案中以分离出最重的原油馏分以送至渣油加氢裂化单元。

本文的实施方案利用热解对流区和反应区的独特混合来加工从选择性加氢处理和加氢裂化原油组分得到的不同类型的进料。无需炼油厂即可实现原油的完全转化。

本文的实施方案还使用第一加热器的对流段来分离轻组分，这些轻组分可以容易地转化为烯烃并且不需要加氢处理。然后，在进行进一步热解之前，该系统可以使用用于HDM、DCCR、HDS和HDN的固定床催化剂体系对液体进行进一步的加氢处理以除去影响收率/结垢速率的杂原子，其中可使用沸腾床或淤浆加氢裂化催化剂体系以在中间步骤转化原油中最重的组分，并且固定床加氢裂化体系可以将从转化最重的原油组分得到的低密度芳烃产品转化为高氢含量的产品，然后将高氢含量的产品送去进行热解。

本文的实施方案可基于需求变动而改变烯烃(诸如乙烯或丙烯)的生产，或减少原油至烯烃的转化以有利于芳烃。在另一个实施方案中，可以添加烯烃转化单元以使更多的丙烯在正向制备或更多的乙烯在反向制备。最重的未转化馏分(如果有的话)可以发送至延迟焦化单元。来自延迟焦化单元的产品可以与FCC进料或热裂化器进料混合。

本文的实施方案通过小心地添加氢气和通过在对所加工的进料定制的专用加热器中进行热解反应来使热解燃料油的生产最小化。热解油在不同的加氢裂化段内进行加氢处理，避免了低价值的热解油的输出。

本文以及如以上所描述的实施方案具有以下优点：低资本成本；低能耗；低氢气消耗，由于脱碳步骤；长时间运转系数；非常高的化学收率；改变乙烯与丙烯的产量比率的能力；原油灵活性；没有剩余的低价值流。本文的实施方案是本发明人已知的包括与蒸汽裂化密切集成的加氢和脱碳的唯一方法。此外，本文的实施方案可基于需求变动改变烯烃(诸如乙烯或丙烯)的生产或减少原油向烯烃的转化以有利于芳烃。

虽然本公开包括有限数量的实施方案，但受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以想出不脱离本公开的范围的其他实施方案。因此，本发明的范围应仅由所附权利要求来限定。