CN105339470B - 用于从烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，包括以下步骤：(a)将烃原料进料至FCC单元，(b)将由所述FCC反应产生的反应产物分离成底部料流和中部料流和顶部料流；(c)将来自(b)的中部料流进料至汽油加氢裂化器(GHC)单元，(d)将步骤(c)的所述GHC的反应产物分离成包含氢气、甲烷和C2‑C4链烷烃的塔顶气体料流和包含芳香族烃化合物的底部料流，(e)将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的塔顶料流直接进料至蒸汽裂化器单元。

Description

用于从烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法
本发明涉及用于从烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法。
通常，将原油经由蒸馏处理成许多馏分例如石脑油，瓦斯油和残留物。每个这些馏分具有许多潜在的用途，例如用于生产运输燃料例如汽油，柴油和煤油或者作为到一些石化和其他处理单元的进料。
轻质原油馏分例如石脑油和一些瓦斯油可以用于经由方法例如蒸汽裂化来生产轻质烯烃和单环芳香族化合物，在其中烃进料料流蒸发，并且用蒸汽稀释，然后在短的停留时间(<1秒)暴露于非常高的炉(反应器)管的温度(800℃-860℃)。在这样的方法中，当与进料分子相比时，进料中的烃分子被转化成(平均)更短的分子和具有较低的氢:碳比的分子(例如烯烃)。这种方法也产生了氢作为有用的副产物和大量的较低价值辅助产物例如甲烷和C9+芳烃和稠合芳族物质(包含两个或者更多个共享边的芳环)。
通常，将更重质(或者更高沸点)，更高芳族含量的料流例如残留物在原油精炼厂进一步处理，来使得来自原油的更轻质(可蒸馏)产物的收率最大化。这种处理可以通过方法例如加氢裂化来进行(由此将加氢裂化器进料在这样的条件下暴露于合适的催化剂，所述条件导致进料分子的一些部分破裂成更短的烃分子，同时添加氢)。重质精炼料流加氢裂化通常在高压和高温进行的，和因此具有高的资金成本。
原油蒸馏和轻质蒸馏馏分的蒸汽裂化的这样的组合的一个方面是资金和与原油分馏相关的其他成本。重质原油馏分(即沸点超过～350℃)是相对富含取代的芳族物质的，特别是取代的稠合的芳族物质(包含两个或更多个共享边的芳环)，并且在蒸汽裂化条件下，这些材料将产生大量的重质副产物例如C9+芳烃和稠合的芳烃。因此，原油蒸馏和蒸汽裂化的常规组合的结果是大部分原油没有经由蒸汽裂化器处理，因为来自于重质馏分的有价值的产物的裂化收率不被认为是足够高的，或至少在与可选择的精炼价值相比时是如此。
上述技术的另一方面是甚至当仅仅轻质原油馏分(例如石脑油)经由蒸汽裂化处理时，显著部分的进料料流也被转化成低价值重质副产物例如C9+芳烃和稠合的芳烃。使用通常石脑油和瓦斯油，这些重质副产物会占总产物收率的2-25％(表VI，第295页，Pyrolysis：Theory and Industrial Practice，Lyle F.Albright等人，Academic Press，1983)。虽然这表示了在常规蒸汽裂化器规模上低价值材料中昂贵的石脑油的明显财政降级，但是这些重质副产物的收率通常不值得这样的资金投入，即，将这些材料提质(例如通过加氢裂化)成能够产生大量更高价值的化学品的料流所需的资金投入。这是部分因为加氢裂化设备具有高的资金成本，并且当使用大部分的石化方法时，这些单元的资金成本通常与以0.6或者0.7的次方增加的通过量成比例的。因此，小规模加氢裂化单元的资金成本通常被认为过高，而不值得这样的投资来处理蒸汽裂化器重质副产物。
重质精炼料流例如残留物的常规加氢裂化的另一方面在于这通常在选择来实现期望的整体转化率的折衷条件下进行的。因为进料料流包含一定范围内易于裂化的物质的混合物，因此这导致通过相对容易加氢裂化的物质的加氢裂化所形成的可蒸馏产物的一些部分在这样的条件下进一步转化，该条件是加氢裂化更难以加氢裂化的加氢裂化物质所必需的。这增加了与所述方法有关的氢的消耗和热管理难度，以及以更有价值的物质为代价，增加了轻质分子例如甲烷的收率。
更轻质蒸馏馏分的原油蒸馏和蒸汽裂化的这样的组合的一个特征是蒸汽裂化炉管(包括对流和辐射区管)通常不适于处理这样的馏分，其包含显著量的沸点大于～350℃的材料，因为它难以确保在混合烃和蒸汽料流暴露于促进热裂化所需的高温之前，这些馏分完全蒸发。如果液体烃的小滴存在于裂化管的热区中，则污垢和/或焦炭快速沉积到该管表面，其降低了传热并且增加了压降并且最终限制了裂化管的运行，使得必需使该炉停机来进行脱焦。归因于这种难点，显著比例的初始原油不能经由蒸汽裂化器处理成轻质烯烃和芳族物质。
US2009173665涉及催化剂和增加烃原料(其包括多核芳烃)的单芳烃含量的方法，其中单芳烃的增加可以使用如下方式来实现：增加汽油/柴油收率和同时降低不想要的化合物，由此提供用于提质烃的路线，该烃包括显著量的多核芳烃。
US2006287561涉及通过整合用于从烃混合物生产芳烃混合物与液化石油气(LPG)的方法与用于生产能够被用作前者方法中的原料的烃原料的方法来增加C2-C4轻质烯烃的生产的方法。US2006287561教导了将烃原料进料至热解炉中以进行热解反应并将由热解反应产生的反应产物通过压缩和分馏方法分离成包含氢气和C4或低级烃的料流和包含C5+烃的料流，其中将来自加氢裂化器的塔顶料流进料至热解方法的压缩和分馏单元，由此进行再循环。
US2007090018涉及由粗级分或含渣油的粗级分制造烯烃的方法，其中将其中包含渣油级分的加氢处理流出物用作蒸汽裂化器进料，特别是涉及整合用蒸汽裂化使含渣油的物质加氢以获得烯烃产品的方法。
US3842138涉及在氢存在下热裂化石油的烃加料的方法，其中该加氢裂化方法是在在反应器的出口处5和70巴的压力，使用0.01-0.5秒的非常短的停留时间和在反应器出口处从625至1000℃的温度范围进行的。催化裂化轻质烃级分如石脑油是精炼领域中已知的技术。方法本身目的在于生产轻质烯烃(尤其是丙烯)并具有未经转化的/液体产品(FCC石脑油和更重质的)，其通常会进入经常在进一步处理之后的燃料池。在石化复合体中使用该技术的一个方面在于缺乏(期望)对于该物质的销路以及其由于除BTX(例如萘)外存在不饱和的和/或高级(经取代的)芳族物质的低品质。
本发明一个目标是提供将石脑油提质成芳烃和LPG的裂化器原料的方法。
本发明的另一个目标是提供用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，其中可以达到乙烯和丙烯的高收率。
本发明的另一个目标是提供用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，其中可以处理宽谱的烃原料，即高的进料灵活性。
本发明的另一个目标是提供用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，其中可以达到芳烃的改进的收率。
本发明涉及用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，包括以下步骤：
(a)将烃原料进料至FCC单元，
(b)将由所述FCC反应产生的反应产物分离成底部料流和中部料流和顶部料流；
(c)将来自(b)的中部料流进料至汽油加氢裂化器(GHC)单元，
(d)将步骤(c)的所述GHC的反应产物分离成包含氢气、甲烷和C2-C4链烷烃的塔顶气体料流和包含芳香族烃化合物的底部料流，
(e)将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的塔顶料流进料至蒸汽裂化器单元。
基于这些步骤(a)-(e)，可以实现一个或多个所述目标。本发明人已发现通过将GHC技术与这样的FCC反应器组合，可以将液体产物直接进一步提质成轻质芳烃(BTX)和高价值的蒸汽裂化器进料LPG。此外获得了与已有技术的协同或相对于已有技术的改进，因为环烷烃类物质将会被转化为BTX，而这不是在例如加氢裂化器中提质液体产物的情形。直接获得了高纯度的BTX产物。芳烃上的较长侧链将会被提质为轻质烯烃(即，不是具有较高碳数的单芳烃，这些组分基本上被***/转化成高价值的裂化器进料LPG和BTX)。
根据本发明的方法相对于传统蒸汽裂化的有利之处在于实现了乙烯和丙烯和BTX的更高的收率，即更高的碳效率/高价值的化学品生产。此外，对于该类型的FCC而言的通常的P/E比例值为大致相等的丙烯和乙烯收率(1的值)，并且这允许在一般应用的典型蒸汽裂化器P/E比例之外运行。
此外，本发明的经由蒸汽裂化炉和FCC技术二者的并联石脑油处理路径允许好得多地控制P/E比例而不负面地影响共同产物益处。控制可以经由这两种路径进料的分布和/或进料混合，并且可以更有效地避免作为瓶颈的进料采购机会方面的较高自由度/优化。这对于在任何时间待同时满足的C2和C3瓶颈而言允许利润最大化。
本发明人已发现，FCC方法更容许这样的蒸发的困难/结垢组分(代价是在催化剂上形成一些焦炭；由于连续再生而能够对此进行处理)。这导致对于进料的重质尾部馏分类型(气体冷凝物和受污染的石脑油)增加的运行窗口，因为FCC方法与蒸汽裂化炉相比，由于过晚的蒸发或不能蒸发而更容许导致结垢的高沸点组分。重质组分将被转化为在催化剂(被连续再生而因此较少出现问题)上形成的焦炭或被提质成较轻质(可裂化的)组分。
根据本发明，蒸汽裂化的这样的限制可以通过采用分离器将石脑油和/或重质气体冷凝物和类似的料流(包括瓦斯油、粗的受污染的石脑油/气体冷凝物等)分离成被送至FCC的可裂化的轻质石脑油和底部较重质的石脑油或重质尾部石脑油/瓦斯油底部产物来避免。分离器的馏出温度允许控制两种不同处理路径的负载和进料灵活性。优选将FCC单元的液体产物送至GHC提质单元。在本发明的一个实施方案中，在GHC单元中生产BTX并将生产的LPG送至蒸汽裂化器以产生高烯烃收率。本质上，该分离器能够生产FCC单元的特定进料并通过处理FCC单元中的进料的更难处理的部分和蒸汽裂化器或FCC中余量的原料的剩余部分而使进料灵活性最大化，用于最优的乙烯和丙烯生产。同时，也可以将比一般蒸汽裂化更重质的进料直接进料至FCC单元。基于本方法，还期望轻质烯烃(乙烯和丙烯)的总收率比传统蒸汽裂化更高。取决于进料组成，FCC将在例如高级催化烯烃(ACO)单元、能够由链烷进料生产增加的丙烯的方法和用于渣油提质的更传统的FCC单元之间变化。
根据本发明的方法还包括在蒸馏单元中预处理烃原料，从所述蒸馏单元中将其底部料流进料至所述FCC单元并将其塔顶料流进料至所述蒸汽裂化器单元。当使用包含在没有任何另外的分子结构***的情况下不能被直接蒸汽裂化的组分的特定类型的进料时，这样的蒸馏是特别优选的。在使用蒸馏塔的实施方案中，因此可以将底部料流从蒸馏塔直接送至FCC单元，或将所述底部料流与另一类型的原料首先混合，然后将因此获得的混合物送至FCC单元。
如上文所提及，在汽油加氢裂化器(GHC)中生产塔顶气体料流，所述塔顶气体料流具有高含量的C2-C4链烷烃。将该塔顶气体料流送至蒸汽裂化单元。根据优选的实施方案，首先从来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶气体料流分离C2-C4链烷烃，然后将由此从塔顶气体料流分离的C2-C4链烷烃进料至蒸汽裂化器单元的炉区。
根据另一优选的实施方案，将C2-C4链烷烃分离成单独的料流，其中每个料流分别主要包含C2链烷烃、C3链烷烃和C4链烷烃。将可以被定性为具有高纯含量的特定链烷烃这些单独的料流进料至所述蒸汽裂化器单元的特定炉区。
在一个优选的实施方案中，本发明还包括将所述蒸汽裂化单元的反应产物分离成包含氢气、甲烷和乙烷的塔顶料流，包含C2＝、C3＝和C4＝的中部料流和包含C9+烃的第一底部料流和包含芳香族烃化合物和非芳香族烃化合物的第二底部料流。
出于经济和技术的原因，优选的是不仅使所述塔顶料流返回所述蒸汽裂化单元，而且也使C3+烷烃返回。
根据优选的实施方案，本发明的方法还包括将所述第二底部料流进料至所述汽油加氢裂化器(GHC)单元。
还优选的是将所述第一底部料流进料至所述FCC单元，优选通过首先合并所述第一底部料流与氢气给体类型原料，然后将由此合并的物质进料至所述FCC单元。包含C9+烃的所述第一底部料流可以被定性为乏氢物质，因此优选添加氢给体类型物质，然后将所述第一底部料流进料至FCC单元。氢给体类型原料的实例是氢气或轻质原料如石脑油或其组合。
所述方法还包括将来自所述汽油加氢裂化器(GHC)单元的反应产物的底部料流分离成富含BTX级分和重质循环油(HCO)级分，其中根据优选的实施方案，本发明的方法还包括合并选自下组的一个或多个料流：来自FCC单元的第一底部料流、重质循环油(HCO)级分和蒸汽裂化单元的反应产物的底部料流。
根据优选的实施方案，特别是将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶料流的C3-C4级分进料至脱氢单元。这样的C3-C4级分可以是单独的C3料流和C4料流，但也可以是合并的C3和C4料流。用于使低级烷烃如丙烷和丁烷脱氢的方法被描述为低级烷烃脱氢方法。术语“丙烷脱氢单元”涉及石化工艺单元，其中将丙烷进料料流转化成包含丙烯和氢气的产物。因此，术语“丁烷脱氢单元”涉及用于将丁烷进料料流转化成C4烯烃的工艺单元。本发明的方法还包括合并来自FCC单元的顶部料流与来自蒸汽裂化单元的反应产物的料流。
进入FCC单元的优选烃原料的实例选自石脑油、煤油、柴油、常压瓦斯油(AGO)、气体冷凝物、蜡、被污染的粗石脑油、减压瓦斯油(VGO)、减压渣油、常压渣油、预处理的石脑油或其组合。
FCC单元中占优势的工艺条件可以见于权利要求中。所述汽油加氢裂化器(GHC)单元中占优势的工艺条件为300-450℃的温度、300-5000kPa表压的压力和0.1-10h-1的重时空速，优选300-400℃的温度、600-3000kPa表压的压力和0.2-2h-1的重时空速。所述蒸汽裂化单元中占优势的工艺条件可以见于权利要求中。
可以在蒸汽裂化单元中直接加工的原料的实例是石脑油和气体冷凝物。
本发明还涉及多级FCC的气态轻质级分和经加氢裂化的烃原料作为蒸汽裂化单元的原料的用途。
本文中所使用的术语“原油”指的是从地质地岩层中提取的处于它的未精炼形式的石油。任何原油适于作为本发明方法的原材料，包括***重质油，***轻质油，其他海湾原油，布伦特，北海原油，北非和西非原油，印尼原油，中国原油及其混合物，但是还可以是页岩油，沥青砂和生物基油。用作本发明的方法的进料的原油优选是API比重大于20°API的常规石油，如通过ASTM D287标准来测量的。更优选地，本发明的方法中所使用的原油是API比重大于30°API的轻质原油。最优选地，本发明的方法中所使用的原油包含***轻质原油。***轻质原油通常API比重是32-36°API并且硫含量是1.5-4.5wt％。
本文中所使用的术语“石化品”或者“石化产品”涉及来源于原油的化学产品，其不用作燃料。石化产品包括烯烃和芳烃，其被用作生产化学品和聚合物的基本原料。高价值石化品包括烯烃和芳烃。通常高价值烯烃包括但不限于乙烯，丙烯，丁二烯，丁烯-1，异丁烯，异戊二烯，环戊二烯和苯乙烯。通常高价值芳烃包括但不限于苯，甲苯，二甲苯和乙基苯。
本文中所使用的术语“燃料”涉及用作能量载体的原油来源的产品。不同于石化品(其是明确限定的化合物的集合)，燃料通常是不同的烃化合物的复杂混合物。通过炼油厂通常所生产的燃料包括但不限于汽油，喷气机燃料，柴油燃料，重质燃料油和石油焦。
本文中所使用的术语“通过粗蒸馏单元生产的气体”或“气体级分”是指在原油蒸馏方法中获得的在环境温度下为气态的级分。因此，来源于粗蒸馏的“气体级分”主要包含C1-C4烃，并且可以还包含杂质硫化氢和二氧化碳。在本说明书中，通过原油蒸馏获得的其它石油级分被称为“石脑油”、“煤油”、“瓦斯油”和“渣油”。本文中所使用的术语石脑油、煤油、瓦斯油和渣油具有它们在石油精炼工艺领域中通常接受的含义；参见Alfke et al.(2007)Oil Refining,Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry and Speight(2005)Petroleum Refinery Processes,Kirk-Othmer Encyclopedia of ChemicalTechnology。在此方面，应注意的是，由于原油中所包含的烃化合物的复杂的混合物和原油蒸馏工艺的技术限制而在不同的原油蒸馏级分之间可能存在重叠。优选地，本文中所使用的术语“石脑油”涉及具有约20-200℃，更优选约30-190℃沸程的通过原油蒸馏获得的石油级分。优选地，轻质石脑油是沸程为约20-100℃，更优选约30-90℃的级分。重质石脑油优选具有约80-200℃，更优选约90-190℃的沸程。优选地，本文中所使用的术语“煤油”涉及具有约180-270℃，更优选约190-260℃的沸程的通过原油蒸馏获得的石油级分。优选地，本文中所使用的术语“瓦斯油”涉及具有约250-360℃，更优选约260-350℃的沸程的通过原油蒸馏获得的石油级分。优选地，本文中所使用的术语“渣油”涉及具有高于约340℃，更优选高于约350℃的沸点的通过原油蒸馏获得的石油级分。
本文中所使用的“精炼单元”涉及用于将原油转化为石化产品和燃料的石化厂联合装置的区。在该方面，应注意的是，用于烯烃合成的单元如蒸汽裂化器也被认为代表“精炼单元”。在本说明书中，通过精炼单元生产的或在精炼单元运行中生产的不同的烃料流是指：来源于精炼单元的气体、来源于精炼单元的轻质馏出物、来源于精炼单元的中质馏出物和来源于精炼单元的重质馏出物。术语“来源于精炼单元的气体”涉及在环境温度下为气态的在精炼单元中生产的产物的级分。因此，来源于精炼单元的气体料流可以包括气态化合物如LPG和甲烷。来源于精炼单元的气体料流中所包含的其它组分可以是氢气和硫化氢。本文中所使用的术语“轻质馏出物”、“中质馏出物”和“重质馏出物”具有它们在石油精炼工艺领域中通常接受的含义；参见Speight,J.G.(2005)(在此引用)。在该方面，应注意的是由于通过精炼单元运行生产的产物料流中所包含的烃化合物的复杂的混合物和用于分离不同级分的蒸馏工艺的技术限制而在不同的原油蒸馏级分之间可能存在重叠。优选地，来源于精馏单元的轻质馏出物是具有约20-200℃，更优选约30-190℃的沸程的在精炼单元工艺中获得的烃馏出物。“轻质馏出物”经常相对富集具有一个芳香环的芳香族烃。优选地，来源于精馏单元的中质馏出物是具有约180-360℃，更优选约190-350℃的沸程的在精炼单元工艺中获得的烃馏出物。“中质馏出物”经常相对富集具有两个芳香环的芳香族烃。优选地，来源于精馏单元的重质馏出物是具有高于约340℃，更优选高于约350℃的沸点的在精炼单元工艺中获得的烃馏出物。“重质馏出物”相对富集具有稠合芳香环的芳香族烃。
术语“芳香族烃”或者“芳烃”是本领域公知的。因此，术语“芳香族烃”涉及成环共轭烃，其具有明显大于假设的定域结构(例如Kekulé结构)的稳定性(归因于离域)。测定给定烃的芳香性最常用的方法是观察1H NMR光谱中的横向性，例如就苯环质子而言的7.2-7.3ppm范围的化学位移的存在。
本文中所使用的术语“环烷的烃”或者“环烷烃”或者“环烷”具有它公知的含义，并且因此涉及在它们的分子化学结构中具有一个或多个碳原子环的烷烃类型。
本文中所使用的术语“烯烃”具有它公知的含义。因此，烯烃涉及含有至少一个碳-碳双键的不饱和的烃化合物。优选术语“烯烃”涉及包含下面的两种或更多种的混合物：乙烯、丙烯、丁二烯、1-丁烯、异丁烯、异戊二烯和环戊二烯。
本文中所使用的术语“LPG”指的是术语“液化石油气”的公知的首字母缩写。LPG通常由C2-C4烃的共混物组成，即，C2、C3和C4烃的混合物。
本文中所使用的术语“BTX”涉及苯、甲苯和二甲苯的混合物。
本文中所使用的术语“C#烃”(其中“#”是正整数)意指描述了具有#个碳原子的全部烃。此外，术语“C#+烃”意指描述了具有#或者更多个碳原子的全部烃分子。因此，术语“C5+烃”意指描述具有5个或更多个碳原子的烃的混合物。术语“C5+烷烃”因此涉及具有5个或者更多个碳原子的烷烃。
如本文中所使用的术语“粗蒸馏单元”或“原油蒸馏单元”涉及用于通过分馏将原油分离成级分的分馏塔；参见Alfke et al.(2007)(在此引用)。优选地，在常压蒸馏单元中将原油从较高沸点的组分(常压残油或“渣油”)加工成单独的瓦斯油和轻质级分。在本发明中，不需要使渣油通过减压蒸馏单元用于进一步使渣油分级，并且可以将渣油作为单个级分加工。然而，在相对重质的原油进料的情况下，可能有利的是使用减压蒸馏单元将渣油进一步分级，以进一步将渣油分离成减压瓦斯油级分和减压渣油级分。在使用减压蒸馏的情况下，可以在随后的精炼单元中单独加工减压瓦斯油级分和减压渣油级分。例如，可以特定地使减压渣油级分经历溶剂脱沥青，然后进一步加工。
本文中所使用的术语“加氢裂化器单元”或“加氢裂化器”涉及精炼单元，在其中进行加氢裂化方法，即通过升高的氢分压的存在来辅助的催化裂化方法；参见例如Alfke等人(2007)(在此引用)。这种方法的产物是饱和烃，并且取决于反应条件例如温度，压力和空速和催化剂活性，芳香族烃包括BTX。用于加氢裂化的工艺条件通常包括处理温度200-600℃，0.2-20Mpa的升高的压力，空速0.1-10h-1。
加氢裂化反应通过需要酸功能的双功能机构来进行，其提供裂化和异构化并且其提供了进料所含的烃化合物所含的碳-碳键的断裂和/或重排，和加氢功能。用于加氢裂化方法的许多催化剂通过将各种的过渡金属或者金属硫化物与固体载体例如氧化铝，二氧化硅，氧化铝-二氧化硅，氧化镁和沸石复合形成。
如本文中所使用的术语“汽油加氢裂化单元”或“GHC”涉及用于进行加氢裂化工艺的精炼单元，其适合于将相对富集芳香族烃化合物的复杂的烃进料如来源于精炼单元的轻质馏出物，包括，但不限于，重整器汽油、FCC汽油和热解汽油(热解气)转化为LPG和BTX，其中将所述工艺优化以使GHC进料料流中所包含的芳烃的一个芳环保持完整，但是从所述芳环除去大部分侧链。因此，通过汽油加氢裂化生产的主要产物是BTX，和可以使工艺优化以提供化学品级BTX。优选地，经历汽油加氢裂化的烃进料包含来源于精炼单元的轻质馏出物。更优选地，经历汽油加氢裂化的烃进料优选不包含多于1wt-％的具有多于一个芳环的烃。优选地，汽油加氢裂化条件包括300-580℃，更优选450-580℃且甚至更优选470-550℃的温度。必须避免较低的温度，因为芳环的加氢变得有利。然而，在催化剂包含降低所述催化剂的加氢活性的另外的元素如锡、铅或铋的情况下，可以选择较低的温度用于汽油加氢裂化；例如参见WO 02/44306A1和WO 2007/055488。在反应温度过高的情况下，LPG(特别是丙烷和丁烷)的收率下降且甲烷的收率上升。因为催化剂活性可能随着催化剂的寿命期间下降，有利的是在催化剂的寿命期间逐渐增加反应器温度以保持加氢裂化转化速率。这意味着在运行循环开始时优化的温度优选在加氢裂化温度范围的下限端。优化的反应器温度将随着催化剂失活上升，从而使得在循环结束时(在替换或再生催化剂之前不久)，优选在加氢裂化温度范围的上限端选择所述温度。
优选地，烃进料料流的汽油加氢裂化在0.3-5MPa表压的压力，更优选在0.6-3MPa表压的压力，特别优选在1-2MPa表压的压力且最优选在1.2-1.6MPa表压的压力进行。通过升高反应器压力，可以增加C5+非芳烃的转化率，但是这也增加了甲烷的收率和芳环到可以被裂化为LPG物质的环己烷物质的氢化。这导致随着压力上升的芳族收率的降低并且因为一些环己烷及其异构体甲基环戊烷没有完全加氢裂化，在1.2-1.6MPa的压力存在所产生的苯的纯度方面的优化。
优选地，烃进料料流的汽油加氢裂化在0.1-10h-1的重时空速(WHSV)，更优选0.2-6h-1的重时空速，且最优选在0.4-2h-1的重时空速进行。当空速过高时，并非加氢裂化所有BTX共沸链烷烃组分，因此将不能通过反应器产物的简单蒸馏获得BTX规格。在过低的空速下，甲烷的收率上升，这以丙烷和丁烷为代价。通过选择优化的重时空速，令人惊讶地发现实现了苯共沸器的足够完全的反应来以BTX规格生产而不需要液体再循环。
因此，优选的汽油加氢裂化条件由此包括450-580℃的温度、0.3-5MPa表压的压力和0.1-10h-1的重时空速。更优选的汽油加氢裂化条件包括470-550℃的温度、0.6-3MPa表压的压力和0.2-6h-1的重时空速。特别优选的汽油加氢裂化条件包括470-550℃的温度、1-2MPa表压的压力和0.4-2h-1的重时空速。
如本文中所使用的术语“液体催化裂化器单元”或“FCC单元”涉及将石油原油的高沸点的、高分子量的烃级分转化为较低沸点的烃级分和烯属气体的精炼单元。在FCC单元中，通常使用非常有活性的沸石基催化剂在称为“立管”的短接触时间垂直或上斜管内进行裂化。将经预热的进料经由进料喷嘴喷入所述立管的底部，在其中接触极热的流化催化剂。用于流化催化裂化的优选的工艺条件通常包括425-700℃的温度和10-800kPa表压的压力。热催化剂蒸发进料并催化将高分子量烃***成轻质组分(包括LPG、轻质馏出物和中质馏出物)的裂化反应。所述催化剂/烃混合物通过所述立管向上流动几秒钟，然后经由旋风分离器分离混合物。将不含催化剂的烃递送至主分馏器(用于分离出燃料气体、LPG、轻质馏出物、中质馏出物和重质馏出物的FCC单元的部件)。将“用过的”催化剂从经裂化的烃蒸气中解离并送至气提器，在此处接触蒸汽以除去保留在催化剂孔中的烃。然后使所述“用过的”催化剂流入流化床再生器，在此处将空气(或在一些情况下为空气加氧气)用于烧除焦炭以恢复催化剂活性并且还提供用于下一反应循环(作为吸热反应的裂化)的必需的热。然后使“经再生的”催化剂流入所述立管的底部，重复循环。取决于烃进料和期望的产物构成，本发明的方法可以包括在不同工艺条件下运行的若干FCC单元。如本文中所使用的术语“低严格性FCC”或“精炼FCC”涉及向相对富集芳烃的轻质馏出物(“FCC-汽油”)的生产优化的FCC方法。由于最常规的精炼厂向汽油生产方向优化，可以将常规的FCC方法运行条件视为代表低严格性FCC。用于精炼厂FCC的优选的方法条件通常包括425-570℃的温度和10-800kPa表压的压力。如本文中所使用的术语“高严格性FCC”或“石化FCC”涉及向烯烃生产方向优化的FCC方法。高严格性FCC方法是从现有技术已知的，并且尤其描述于EP 0 909 804 A2、EP 0909 582 A1和US 5,846,402中。用于高严格性FCC的优选的工艺条件通常包括540-700℃的温度和10-800kPa表压的压力。
本发明的方法会需要从某些原油级分中除硫，来防止在下游精炼方法例如催化重整或者流体催化裂化中催化剂失活。这样的加氢脱硫方法是在“HDS单元”或者“加氢处理器”中进行的；参见Alfke(2007)(在此引用)。通常，该加氢脱硫反应在固定床反应器中，在200-425℃，优选300-400℃的升高的温度和1-20MPa表压，优选1-13MPa表压的升高的压力，在催化剂存在下进行的，该催化剂包含选自Ni、Mo、Co、W和Pt的元素，具有或者不具有助催化剂，负载于氧化铝上，其中该催化剂处于硫化物的形式。
在另一实施方案中，本发明的方法进一步包括加氢脱烷基化步骤，其中将BTX(或者仅仅所生产的所述BTX的甲苯和二甲苯级分)与氢在适于生产包含苯和燃料气体的加氢脱烷基化产物料流的条件下接触。
由BTX生产苯的处理步骤可以包括这样的步骤，其中在加氢脱烷基化之前，将该加氢裂化产物料流中所含的苯与甲苯和二甲苯进行分离。这种分离步骤的优点是增加了加氢脱烷基化反应器的能力。苯可以通过常规蒸馏来与BTX料流分离。
用于包含C6-C9芳烃的烃混合物的加氢脱烷基化方法是本领域公知的，并且包括热加氢脱烷基化和催化加氢脱烷基化；参见例如WO2010/102712A2。催化加氢脱烷基化在本发明范围内是优选的，因为这种加氢脱烷基化方法通常相比于热加氢脱烷基化而言具有对于苯更高的选择性。优选使用催化加氢脱烷基化，其中该加氢脱烷基化催化剂选自负载的氧化铬催化剂，负载的氧化钼催化剂，二氧化硅或氧化铝上负载的铂和二氧化硅或氧化铝上负载的氧化铂。
用于加氢脱烷基化的工艺条件(在此也称作“加氢脱烷基化条件”)可以由本领域技术人员容易地确定。用于热加氢脱烷基化的工艺条件例如描述在DE1668719A1中，并且包括600-800℃的温度，3-10MPa表压的压力和15-45秒的反应时间。用于优选的催化加氢脱烷基化的工艺条件描述在WO2010/102712A2中，并且优选包括500-650℃的温度，3.5-8MPa表压，优选3.5-7MPa表压的压力和重时空速0.5-2h-1。该加氢脱烷基化产物料流通常通过冷却和蒸馏的组合，分离成液体料流(包含苯和其他芳族物质)和气体料流(包含氢，H2S，甲烷和其他低沸点烃)。该液体料流可以通过蒸馏进一步分离成苯料流，C7-C9芳烃料流和任选的中质馏出物料流，其是相对富含芳烃的。该C7-C9芳族料流可以作为再循环供给回反应器区，来增加整体转化率和苯收率。该芳族料流(其包含聚芳族物质例如联苯)优选没有再循环到反应器，而是可以作为单独的产物料流输出和作为中质馏出物(“通过加氢脱烷基化生产的中质馏出物”)再循环到整合的方法。该气体料流包含大量氢，其可以经由再循环气体压缩机再循环回到加氢脱烷基化单元或者到本发明的方法中所包括的任何其它使用氢作为进料的精炼器。再循环气体净化可以用于控制反应器进料中甲烷和H2S的浓度。
本文中所使用的术语“气体分离单元”涉及精炼单元，其分离了通过粗蒸馏单元生产的气体和/或来源于精炼单元的气体中所含的不同的化合物。可以在气体分离单元中分离成单独的料流的化合物包含乙烷，丙烷，丁烷，氢气和主要包含甲烷的燃料气体。在本发明的范围内可以使用任何适合于分离所述气体的常规方法。因此，所述气体可以经历多个压缩阶段，其中在压缩阶段之间可以除去酸性气体例如CO2和H2S。在随后的步骤中，所产生的气体可以在级联的冷冻***的阶段中部分冷凝到大约其中仅仅氢气保留在气态相中。不同的烃化合物可以随后通过蒸馏进行分离。
用于将烷烃转化成烯烃的非常普遍的方法包括“蒸汽裂化”或者“热解”。如本文所使用的术语“蒸汽裂化”涉及石化方法，在其中饱和烃***成较小的，经常不饱和的烃例如乙烯和丙烯。在蒸汽裂化气态烃进料如乙烷，丙烷和丁烷或者其混合物中，(气体裂化)或者液体烃进料如石脑油或者瓦斯油(液体裂化)是用蒸汽稀释和在炉中短暂加热的，并且不存在氧。通常，反应温度是750-900℃，但是该反应仅仅允许非常短暂的发生，通常停留时间是50-1000毫秒。优选选择相对低的处理压力，所述相对低的处理压力是大气压到最高175kPa表压。优选烃化合物乙烷，丙烷和丁烷是在因此专用的炉中分别裂化的，来确保在最佳条件裂化。在达到裂化温度后，使用骤冷油将该气体快速骤冷来停止转移管线热交换器中或者冷却集管内的反应。蒸汽裂化导致焦炭(碳的形式)缓慢沉积到反应器壁上。脱焦需要将所述炉与所述方法分离，然后将蒸汽的流或者蒸汽/空气混合物送过该炉盘管。这将硬固体碳层转化成一氧化碳和二氧化碳。一旦这个反应完成，则将所述炉返回投入使用。通过蒸汽裂化所产生的产物取决于进料的组成，烃与蒸汽之比和裂化温度和炉停留时间。轻质烃进料例如乙烷，丙烷，丁烷或者轻质石脑油产生了富含轻质聚合物级烯烃的产物料流，包括乙烯，丙烯和丁二烯。重质烃(全馏程和重质石脑油和瓦斯油级分)也产生了富含芳香族烃的产物。
为了分离蒸汽裂化所产生的不同的烃化合物，将裂化的气体经历分馏单元。这样的分馏单元是本领域公知的，并且可以包含所谓的汽油分馏器，在这里重质馏出物(“炭黑油”)和中质馏出物(“裂化的馏出物”)与轻质馏出物和气体分离。在随后任选的骤冷塔中，蒸汽裂化所产生的大部分轻质馏出物(“热解汽油”或者“热解气”)可以通过冷凝该轻质馏出物而与气体分离。随后，该气体可以经历多个压缩阶段，其中在该压缩阶段之间其余的轻质馏出物可以与气体分离。同样酸性气体(CO2和H2S)可以在压缩阶段之间除去。在随后的步骤中，热解所产生的气体可以在级联的冷冻***的阶段中部分冷凝到大约其中仅仅氢气保留在气态相中。不同的烃化合物可以随后通过简单蒸馏进行分离，其中乙烯，丙烯和C4烯烃是蒸汽裂化所产生的最重要的高价值化学品。蒸汽裂化所产生的甲烷通常用作燃料气体，氢气可以分离和再循环到消耗氢气的方法，例如加氢裂化方法。蒸汽裂化所产生的乙炔优选选择性加氢成乙烯。裂化气体中所含的烷烃可以再循环到用于烯烃合成的方法。
如本文中所使用的术语“丙烷脱氢单元”涉及石化处理单元，其中将丙烷进料料流转化成包含丙烯和氢气的产物。因此，术语“丁烷脱氢单元”涉及处理单元，用于将丁烷进料料流转化成C4烯烃。两者在一起，用于对低级烷烃例如丙烷和丁烷进行脱氢的方法被称作低级烷烃脱氢方法。用于对低级烷烃脱氢的方法是本领域公知的，并且包括氧化性脱氢方法和非氧化性脱氢方法。在氧化性脱氢方法中，工艺热是通过进料中(一种或多种)低级烷烃的部分氧化来提供的。在非氧化性脱氢方法中(其在本发明范围内是优选的)，用于吸热性脱氢反应的工艺热是通过外部热源提供的，例如通过燃料气体燃烧所获得的热烟道气体或者蒸汽。在非氧化性脱氢方法中，该工艺条件通常包含540-700℃的温度和25-500kPa的绝对压力。例如UOP Oleflex方法能够在移动床反应器中，在负载于氧化铝上的含铂催化剂存在下将丙烷脱氢来形成丙烯和将(异)丁烷脱氢来形成(异)丁烯(或其混合物)；参见例如US4827072。Uhde STAR方法能够在负载于锌-氧化铝尖晶石上的经促进的铂催化剂存在下，将丙烷脱氢来形成丙烯或者将丁烷脱氢来形成丁烯；参见例如US4926005。该STAR方法最近已经通过应用氧脱氢的原理而得以改进。在反应器的第二绝热区，来自于中间产物的部分氢用所加入的氧选择性转化来形成水。这将热力学平衡位移到更高转化率和实现了更高的收率。同样吸热性脱氢反应所需的外部热是通过放热性氢转化来部分提供的。LummusCatofin方法使用了许多基于循环来运行的固定床反应器。该催化剂是用18-20wt％铬浸渍的活性氧化铝；参见例如EP0192059A1和GB2162082A。Catofin方法具有优点，即，它是强力的和能够处理杂质(该杂质将使得铂催化剂中毒)。通过丁烷脱氢方法所生产的产物取决于丁烷进料的性质和所用的丁烷脱氢方法。同样Catofin方法能够将丁烷脱氢来形成丁烯；参见例如US7622623。
本发明将在下面的实施例中讨论，该实施例不应当解释为限制保护范围。
唯一的附图提供了本发明实施方案的示意性流程图。
实施例
工艺方案可见于唯一的附图中。将典型的原料20，例如气体冷凝物直接送至FCC单元4。在FCC单元4中，通过使所述原料在高温和中等压力下与流化的粉末化的催化剂接触，气体冷凝物的长链分子断裂成短得多的分子。将由FCC反应产生的反应产物分离成底部料流16、中部料流13和顶部料流9。将来自FCC单元4的所述中部料流13送至汽油加氢裂化器(GHC)单元5。将所述GHC单元5的反应产物分离成包含氢气、甲烷和C2-C4链烷烃的塔顶气体料流25，和包含芳香族烃化合物(主要是所谓的BTX级分)的料流15和重质级分24。将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元5的所述塔顶料流25送至蒸汽裂化器单元1。如附图中所示，可以将原料20在蒸馏塔3中分馏以获得顶部料流19。可以将顶部料流19送至蒸汽裂化器单元1。可以将来自蒸馏塔的底部料流21直接送至FCC单元4作为唯一的原料。然而，也可以混合底部料流21与原料29以及将因此获得的混合物作为原料30进料至FCC单元4。在特别的实施方案中，可以将原料20分为料流12和料流7，其中在蒸馏塔3中仅分馏料流12。将这样的料流7直接送至FCC单元4。原料29是将不会在蒸馏塔3中分馏但是将被直接送至FCC单元4的进料类型。
尽管在唯一的附图中没有示出，但可以从来自汽油加氢裂化器(GHC)单元5的所述塔顶气体料流25中分离C2-C4链烷烃并将由此从塔顶气体料流25分离的所述C2-C4链烷烃进料至蒸汽裂化器单元1的炉区。此外，还可以以单独的料流分离C2-C4链烷烃，各个料流分别主要包含C2链烷烃、C3链烷烃和C4链烷烃，并将各个料流进料至所述蒸汽裂化器单元1的特定炉区。将所述蒸汽裂化单元1的反应产物18在分离区2中分离成包含C2-C6烷烃的塔顶料流17，包含C2-烯烃、C3-烯烃和C4-烯烃的中部料流14和包含C9+烃的第一底部料流26和包含芳香族烃化合物和非芳香族烃化合物的第二底部料流10。使塔顶料流17返回蒸汽裂化单元1。将第二底部料流10送至汽油加氢裂化器(GHC)单元5。所述第二底部料流10包含热解气C5-C8。从分离器2中也可以将氢气和甲烷作为单独的料流回收并在别处重新使用。将第一底部料流26送至FCC单元4，优选通过首先合并第一底部料流26与氢给体类型原料，然后将由此合并的物质进料至所述FCC单元4。氢给体类型原料的实例是氢气28或轻质原料7，20如石脑油或其组合。在将来自分离区2的经再循环的氢气28与第一底部料流26混合之后，将混合的料流22送至FCC单元4。可以将混合的料流22进一步与其它类型的原料如料流20、29和21混合。在另一实施方案(未示出)中，可以将第一底部料流26的一部分送至汽油加氢裂化器(GHC)单元5。
来自汽油加氢裂化器(GHC)单元5的塔顶料流25可以被分为两个料流8和11，其中将料流11送至脱氢单元23。料流11优选包含C3-C4烷烃和少量氢气和甲烷。来自所述FCC单元4的顶部料流9可以与来自蒸汽裂化单元1的反应产物的料流18合并并且送至分离区2。
第一底部料流26可以被分为料流22和料流27，其中料流27与FCC单元4的底部料流16合并。料流16可以进一步与汽油加氢裂化器(GHC)单元5的料流24合并。在另一实施方案(未示出)中，可以将料流16再循环至FCC单元4，结合吹扫。
本文中所公开的实施例在若干情况之间存在区别。本文中所提供的实验数据通过在Aspen Plus中的流程模型获得。严格地考虑蒸汽裂化动力学(蒸汽裂化器产物构成计算的软件)。
施加的蒸汽裂化器炉条件：
乙烷和丙烷炉：COT(炉管出口温度)＝845℃和蒸汽:油之比＝0.37，C4-炉和液体炉：炉管出口温度＝820℃和蒸汽:油之比＝0.37。对于汽油加氢裂化单元而言，基于实验数据使用反应方案。流体催化裂化单元基于来自文献的数据建模。
根据情形1，仅通过蒸汽裂化器单元加工石脑油。
根据情形2，将石脑油送至串联的FCC单元和汽油加氢裂化器(GHC)单元，其中将在GHC单元中形成的气态料流送至蒸汽裂化器单元并分离来自蒸汽裂化器单元的反应产物。将来自FCC单元的顶部料流送至蒸汽裂化器单元的分离区，并将FCC单元的中部料流送至GHC单元。将C2-C4链烷烃分离并进料至蒸汽裂化器单元的炉区。
情形3中的工艺流程方案类似于情形2，但是在该情形中的原料为加氢处理的VGO。
情形4中的工艺流程方案类似于情形2，但是将原料送至分离器，即蒸馏塔，并将其底部料流用作FCC单元的原料并将其顶部料流送至蒸汽裂化器单元。
情形1是对比实施例，且情形2、情形3和情形4为根据本发明的实施例。
表1分别显示了情形1、情形2和情形4的原料。
表1：原料
情形1和2 情形4
石脑油 分离器进料
正构链烷烃 重量％ 36.3 19.3
异构链烷烃 重量％ 27.4 14.6
环烷烃 重量％ 24.1 37.6
芳烃 重量％ 12.3 28.5
密度60F kg/L 0.728 0.867
IBP ℃ 7.9 228.5
BP10 ℃ 274.1
BP30 ℃ 294.9
BP50 ℃ 120.4 315.3
BP70 ℃ 352.1
BP90 ℃ 411.2
FBP ℃ 178.3 472.8
表2显示了情形3的原料。
表2：原料
情形3
VGO
SARA分析
饱和物质 重量％ 55.5
芳烃 重量％ 28
树脂 重量％ 15.7
沥青质 重量％ 0.8
密度60F kg/L 0.9012
CCR 重量％ 4.7
氢 重量％ 12.84
硫 重量％ 0.16
氮 重量％ 0.25
镍 ppm 6.3
表3显示了由送至分离器的原料分馏产生的顶部料流和底部料流的特性
表3：来自分离器顶部料流和底部料流的特性
来自分离器的顶部料流 来自分离器的底部料流
蒸汽裂化器进料 FCC进料
分离因子 重量％ 65.2 34.8
正构链烷烃 重量％ 19.9 18.3
异构链烷烃 重量％ 15.0 13.8
环烷烃 重量％ 39.2 34.8
芳烃 重量％ 26.0 33.1
密度60F kg/L 0.857 0.92
IBP ℃ 217.6 339.3
BP10 ℃ 263 366.3
BP30 ℃ 279.1 379.1
BP50 ℃ 291.6 393
BP70 ℃ 305.5 410.6
BP90 ℃ 325.3 445.6
FBP ℃ 350.2 495.6
情形1、2、3和4的每一个的界区产物构成(进料的重量％)可见于表4。
表4：界区产物构成(进料的重量％)
从建模结果可以看出，对于情形2、3和4而言，长的正构和异构链烷烃裂化成LPG。本发明人还发现C7环烷烃、C8环烷烃和C9环烷烃通过汽油加氢裂化器(GHC)单元提质成甲苯和二甲苯。
此外，当通过FCC单元然后是汽油加氢裂化器(GHC)单元的串联加工石脑油时，本发明人发现真正的益处。本发明人假设因为将环烷烃脱氢成芳烃(甲苯和二甲苯)，BTX量可以增加至已存在于FCC石脑油中的BTX的65％，这可以通过热解气处理单元回收。本发明的方法的另外的潜在优点在于，来自蒸馏塔3的顶部料流19如果不需要回流的话则并不需要完全冷凝，因此导致潜在的能量益处。

Claims (19)

1.用于由烃原料生产轻质烯烃和芳烃的方法，包括以下步骤：
(a)将烃原料进料至FCC单元，
(b)将由所述FCC反应产生的反应产物分离成底部料流和中部料流和顶部料流；
(c)将来自(b)的中部料流进料至汽油加氢裂化器(GHC)单元，
(d)将步骤(c)的所述GHC的反应产物分离成包含氢气、甲烷和C2-C4链烷烃的塔顶气体料流和包含芳香族烃化合物的底部料流，
(e)从来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶气体料流分离C2-C4链烷烃，和仅将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶气体料流的所述C2-C4链烷烃直接进料至蒸汽裂化器单元的炉区，
(f)将来自(b)的底部料流进一步与汽油加氢裂化器(GHC)单元的底部料流组合，
(g)将所述蒸汽裂化单元的反应产物在分离区中分离成包含C2-C6烷烃的塔顶料流，包含C2-烯烃、C3-烯烃和C4-烯烃的中部料流和包含C9+烃的第一底部料流和包含芳香族烃化合物和非芳香族烃化合物的第二底部料流，和
(h)将来自所述FCC单元的塔顶料流与来自所述蒸汽裂化单元的反应产物组合并且送至所述分离区。
2.权利要求1中所述的方法，还包括在蒸馏单元中预处理烃原料，从所述蒸馏单元中将其底部料流进料至所述FCC单元并将其塔顶料流进料至所述蒸汽裂化器单元。
3.权利要求2中所述的方法，还包括以单独的料流分离C2-C4链烷烃，每个料流分别主要包含C2链烷烃、C3链烷烃和C4链烷烃，并将每个单独的料流进料至所述蒸汽裂化器单元的特定炉区。
4.权利要求1所述的方法，还包括将所述蒸汽裂化单元的反应产物分离成包含C2-C6烷烃的塔顶料流，包含C2-烯烃、C3-烯烃和C4-烯烃的中部料流和包含C9+烃的第一底部料流和包含芳香族烃化合物和非芳香族烃化合物的第二底部料流。
5.权利要求4中所述的方法，还包括将所述塔顶料流返回至所述蒸汽裂化单元。
6.权利要求4所述的方法，还包括将所述第二底部料流进料至所述汽油加氢裂化器(GHC)单元。
7.权利要求4所述的方法，还包括将所述第一底部料流进料至所述FCC单元。
8.权利要求7所述的方法，其中将所述第一底部料流进料至所述FCC单元通过首先合并所述第一底部料流与氢气给体类型原料，然后将由此合并的物质进料至所述FCC单元进行。
9.权利要求8所述的方法，其中所述氢气给体类型原料是氢气或轻质原料或其组合。
10.权利要求9所述的方法，其中所述轻质原料是石脑油。
11.权利要求1所述的方法，还包括将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶料流进料至脱氢单元。
12.权利要求1所述的方法，还包括将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的所述塔顶料流的C3-C4级分进料至脱氢单元。
13.权利要求1所述的方法，还包括合并来自所述FCC单元的所述顶部料流与来自所述蒸汽裂化单元的反应产物的所述料流。
14.权利要求1所述的方法，其中进入所述FCC单元的所述烃原料选自石脑油、煤油、柴油、常压瓦斯油(AGO)、气体冷凝物、蜡、被污染的粗石脑油、减压瓦斯油(VGO)、减压渣油、常压渣油、经预处理的石脑油或其组合。
15.权利要求1所述的方法，其中所述汽油加氢裂化器(GHC)单元中占优势的工艺条件为300-450℃的温度、300-5000kPa表压的压力和0.1-10h-1的重时空速。
16.权利要求1所述的方法，其中所述汽油加氢裂化器(GHC)单元中占优势的工艺条件为300-400℃的温度、600-3000kPa表压的压力和0.2-2h-1的重时空速。
17.权利要求1所述的方法，其中所述蒸汽裂化单元中占优势的工艺条件包括750-900℃的反应温度、50-1000毫秒的停留时间和大气压至175kPa表压的压力。
18.权利要求1所述的方法，还包括不将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的塔顶料流的主要部分直接进料至蒸汽裂化器单元的分离区。
19.权利要求1所述的方法，其中P/E比例值为大致相等的丙烯和乙烯收率。
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