CN105408456A - 用于将高沸点烃原料转化为较低沸点的烃产物的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及用于将高沸点烃原料转化为较低沸点的烃产物的方法，所述较低沸点的烃产物适合作为石化工艺的原料，所述转化方法包括以下步骤：将具有>350℃沸点的烃原料进料至一个或多个加氢裂化单元的级联中，将加氢裂化单元的底部料流作为随后的加氢裂化单元的原料进料，其中每个加氢裂化单元中的工艺条件彼此不同，其中加氢裂化条件从第一个到随后的加氢裂化单元从最不强烈增加到最强烈，和将来自每个加氢裂化单元的较低沸点的烃产物处理为用于一种或多种石化工艺的原料。

Description

用于将高沸点烃原料转化为较低沸点的烃产物的方法
本发明涉及用于将高沸点烃原料转化为较低沸点(lighterboiling)的烃产物的方法。更具体地，本发明涉及将沸点>350℃的烃原料转化为沸程<350℃的C2类型较低沸点的经加氢裂化的烃的方法。
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气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)的芳族物质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并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(例如50重量％)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。
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5-10％(需要对此两次检查并参考)。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。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结果是蒸汽裂化炉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，使得必需使该管停机来进行脱焦。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。
US2012/0125813、US2012/0125812和US2012/0125811涉及用于裂化重质烃进料的方法，包括蒸发步骤、蒸馏步骤、焦化步骤、加氢处理步骤和蒸汽裂化步骤。例如US2012/0125813涉及用于蒸汽裂化重质烃进料以产生乙烯、丙烯、C4烯烃、热解汽油和其它产物的方法，其中蒸汽裂化烃，即烃进料的混合物(如乙烷、丙烷、石脑油、瓦斯油或其它烃级分)，是广泛用于生产烯烃如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳烃如苯、甲苯和二甲苯的非催化石化方法。
US2009/0050523涉及通过以与加氢操作整合的方式使液态全石油和/或来源于天然气的冷凝物在热解炉中的热裂化来形成烯烃。
US2008/0093261涉及通过以与原油精炼整合的方式使液态全石油和/或来源于天然气的冷凝物在热解炉中的烃热裂化来形成烯烃。
US3891539涉及加氢裂化方法，其中将重质烃油装料转化为主要部分的汽油和次要部分的残余燃料油，所述方法包括：a.在第一加氢裂化区中，在700-850℉范围内的温度并在约500至约3,000psig的压力，在耐硫和氮的加氢裂化催化剂存在下加氢裂化重质烃油装料，以将所述重质烃油装料转化成不多于约5％的汽油级分、主要部分的沸点在430℉-1000℉的瓦斯油级分和至少约10％的沸点高于1000℉的残油级分；b.在分离区中从残油级分分离瓦斯油级分；c.回收至少部分所述残油级分作为低硫重质燃料油产物；和d.在第二加氢裂化区域中用分子氢在约700℉至约780℉范围的温度和在约500至约2,500psig的压力，在加氢裂化催化剂的存在下加氢裂化瓦斯油级分以生产55℉-430℉范围内沸腾的汽油。
US3660270涉及用于生产汽油的方法，包括在第一转化区域中加氢裂化石油馏出物，将流出物分离成三种级分，在第二转化区域中在825℉至950℉的温度和0至1500psig的压力下将具有180℉至280℉的初始沸点的第二积分加氢裂化和脱氢。
US4137147(对应于FR2364879)涉及用于生产轻质烯属烃选择性方法，所述轻质烯属烃主要是每分子分别具有2和3个碳原子的那些，尤其是乙烯和丙烯，其通过氢解或加氢裂化然后蒸汽裂化获得。
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。
GB1020595涉及用于生产萘和苯的方法，包括(1)将沸点在200-600℉范围内的包含烷基取代的芳族烃且包含烷基苯和烷基萘二者的原料，在800至1100℉的温度和150至1000psig的压力下或者在不存在催化剂下在1000至1100℉的温度和150至1000psig的压力下，通入第一加氢裂化器中，(2)在第二加氢裂化器中，在催化剂存在下于900至1200℉的温度和150至1000psig的压力或者在不存在催化剂下于1100至1800℉的温度和50至2500psig的压力下，使经裂化的产物经历加氢裂化，以产生富集萘和苯的产物，(3)将经富集的产物分离成至少富集萘的级分(N)和包含苯和烷基苯的级分(B)70，(4)从富集萘的级分(N)回收萘并分馏(B)以产生苯和富集烷基苯的级分，将其一些或全部再循环至第二加氢裂化器。
US2012205285涉及用于加氢处理烃进料的方法，包括(a)将所述进料与(i)稀释剂和(ii)氢气接触，以生产进料/稀释剂/氢气混合物，其中将所述氢气溶于所述混合物中以提供液体进料；(b)使所述进料/稀释剂/氢气混合物与第一催化剂在第一处理区域中接触以生产第一产物流出物；(c)使第一产物流出物与第二催化剂在选择性开环区域中接触，以生产第二产物流出物；和(d)再循环所述第二产物流出物的一部分，其作为再循环产物料流用于步骤中的稀释剂。本发明的目的在于提供用于将高沸点的烃原料转化成较低沸点的烃产物的方法。
本发明的另一目的在于提供用于生产可用作用于进一步化学加工的原料的低沸点烃产物的方法。
本发明涉及用于将高沸点烃原料转化为较低沸点的烃产物的方法，所述较低沸点的烃产物适合作为石化工艺的原料，所述转化方法包括以下步骤：
将具有>350℃沸点的烃原料进料至(一个或多个)加氢裂化单元的级联(cascade)中，
将加氢裂化单元的底部料流作为随后的加氢裂化单元的原料进料，其中每个(一个或多个)加氢裂化单元中的工艺条件彼此不同，其中加氢裂化条件从第一个到随后的(一个或多个)加氢裂化单元从最不强烈增加到最强烈，
将来自每个(一个或多个)加氢裂化单元的较低沸点的烃产物处理为用于一种或多种石化工艺的原料。
基于这样的方法，实现了一个或多个本发明的目的。术语“从最不强烈……到最强烈”涉及在一个或多个随后的加氢裂化单元中加氢裂化分子所需要的条件。如上文所述，每个随后的加氢裂化单元的原料包含越来越多更难于加氢裂化的分子，导致在加氢裂化单元中应用比在位于上游的一个或多个加氢裂化单元中更强烈的条件。
本发明人发现，以选择来使从该原料(即适合于生产石化产品如轻质烯烃的原料)出发的期望产物的收率最大化的范围的(逐渐强烈)的运行条件/催化剂将具有>350℃的沸点的烃原料进料至一系列(或级联)的加氢裂化处理反应器。实际上，由此生产的较低沸点的烃产物可以被表征为具有<350℃的沸点和至少2个碳原子的经加氢裂化的烃产物。换言之，根据本发明想要的产物包含C2至<350℃沸程的加氢裂化产物。
在根据本发明的方法的加氢裂化的各步骤之后将剩余的重质物质与较轻质的产物分离并且仅将较重质的物质进料至下一个更强烈的加氢裂化阶段，而将较轻质的物质分离并因此不使其暴露至另外的加氢裂化。在优选的实施方案中，优化加氢裂化级联的每个步骤(经由选择的运行条件、催化剂类型和反应器设计)，使得期望的产物即C2直至<350℃的沸点的产物的最终收率最大化并且使资本和相关的运行成本最小化。根据一个实施方案，这可以包括一系列不相似的工艺，如首先使固定床加氢裂化器，然后是沸腾床加氢裂化器，然后使浆料加氢裂化器。
在一个实施方案中，将原油直接进料至一系列加氢裂化处理反应器，在所述反应器中加氢裂化条件从第一个到随后的一个或多个加氢裂化单元由最不强烈增加至最强烈。在另一实施方案中，首先将原油送至分馏单元并将来自蒸馏单元的重质(C9+)产物进料至一系列加氢裂化处理反应器中，在所述反应器中加氢裂化条件从第一个到随后的一个或多个加氢裂化单元由最不强烈增加至最强烈。根据另一实施方案，所述一系列加氢裂化单元可以在一个或多个加氢处理单元之后。
根据优选的实施方案，具有>350℃的沸点的烃原料作为底部料流源自原油蒸馏。根据本发明的方法可以处理的其它类型的原料包括沥青砂油、页岩油和生物基物质，或其组合。
在本发明的方法中，还可以向一个或多个加氢裂化单元进料“新鲜的”原料，即不是源自在前的一个或多个加氢裂化单元的原料。
优选的石化处理的实例处理FCC(流化催化裂化)、SC(蒸汽裂化)、脱氢单元、烷基化单元、异构化单元和重整单元，或其组合。
在本发明的一个实施方案中，合并来自所有加氢裂化单元的顶部料流并将其处理为一种或多种石化工艺的原料。
此外，通过蒸馏工艺将由此收集的顶部料流分离成单独的料流，其中各自将由此分离的单独的料流送至单独的石化工艺。
本发明的方法还包括将较低沸点的烃产物分离成(i)包含未使用的氢气、可能的H2S、NH3、H2O和甲烷的第一料流，和(ii)包含具有低于350℃的沸点的C2和C2+产物的第二料流。根据另一实施方案，将所述(ii)第二料流进一步分离成C2/C3/C4等的单独的料流，其中可以将由此分离的料流用于不同的石化工艺。
在本发明的一个实施方案中，将(ii)第二料流处理为一种或多种石化工艺的原料。并且优选的是将(i)第一料流再循环至加氢裂化单元，特别是加氢裂化单元级联中在前的加氢裂化单元。当再循环这样的(i)第一料流时，优选的是具备净化料流以防止不期望的组分在有关的加氢裂化单元中聚集。在这样的优选实施方案中，将来自所述级联中的每个步骤的含未使用的氢气的料流作为氢气需求的一部分进料至所述级联的在前的步骤。以这种方式，新鲜的氢气将会进料至所述级联中的最终步骤并且每个在前的步骤将会接收来自之后步骤的未使用的氢气加上足够新鲜的氢气的组合，以满足那个加氢裂化步骤的特定氢气需求。这通过帮助最小化任何净化中有价值的氢气的损失而会降低级联加氢裂化器的运行成本。该构造将有助于降低整个级联加氢裂化器的资本成本，因为每个单独的处理步骤可以通过减少或消除对特定氢气净化的需求以保持级联中每个步骤所需要的氢气纯度而简化。可以特别方便地以运行压力的上升顺序布置加氢裂化步骤，使得将不需要将进料的含氢气料流(相对于氢气流动逆流)从一个加氢裂化步骤再压缩至在前的步骤。该后一点取决于用于分离含氢气料流与重质料流(即C2-350℃产物物质)的方法，因为一些分离方法可能包括该料流的减压。
在具体的实施方案中，加氢裂化单元级联包括至少两个加氢裂化单元，其中第一加氢裂化单元中的温度优选低于第二加氢裂化单元中的温度。
在本发明的方法中，加氢裂化单元级联优选包括至少三个加氢裂化单元，其中第一加氢裂化单元在加氢处理单元之后，其中将所述加氢处理单元的底部料流用作所述第一加氢裂化单元的原料。如前文提及，来自另一工艺单元的原料或来自不同类型如沥青砂和页岩油的原料也可以被用作每个加氢裂化单元的原料。
在这样的构造中，所述加氢处理单元中占优势的温度优选高于所述第一加氢裂化单元中的温度。此外优选的是，加氢裂化单元级联中的温度升高，其中所述第三加氢裂化单元中占优势的温度高于所述第一加氢处理单元中的温度。
本发明人发现，对于加氢裂化单元级联中优化的加氢裂化条件而言，存在于加氢裂化单元级联中的催化剂的粒度优选从第一加氢裂化单元向随后的一个或多个加氢裂化单元降低。
所述一个或多个加氢裂化单元的反应器类型设计选自固定床类型、沸腾床反应器类型和浆料相类型。所述第一加氢裂化单元的反应器类型设计优选为固定床类型。所述第二加氢裂化单元的反应器类型设计优选为沸腾床反应器类型。所述第三加氢裂化单元的反应器类型设计优选为浆料相类型。
根据本发明的方法的优选实施方案，使最终加氢裂化单元的底部料流再循环至所述最终加氢裂化单元的入口。
如前文所提及，石化工艺优选为蒸汽裂化单元或脱氢单元。在这样的蒸汽裂化单元中，将由此产生的反应产物分离成包含氢气和C4或更低级烃的料流、包含C5+烃的料流和任选地从包含C5+烃的料流进一步分离热解汽油和含C9+烃的级分。在优选的实施方案中，含C9+烃的级分可以被用作本发明的加氢单元级联的原料。
本发明还涉及多阶段加氢裂化的烃原料的气态轻质级分作为蒸汽裂化单元的进料的用途。
根据优选的实施方案，存在固定床加氢裂化器作为与加氢处理器级联中的第一阶段和加氢裂化的三个阶段的用途。如果在优选的实施方案中，仅使用加氢裂化的两个阶段，即使采用或不采用加氢处理器都优选使用沸腾床作为加氢裂化的第一阶段。
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。所述原油优选是API比重大于20°API的常规石油，如通过ASTMD287标准来测量的。更优选地，所使用的原油是API比重大于30°API的轻质原油。最优选地，所述原油包含***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如硫化氢和二氧化碳。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Alfkeetal.(2007)OilRefining,Ullmann'sEncyclopediaofIndustrialChemistryandSpeight(2005)PetroleumRefineryProcesses,Kirk-OthmerEncyclopediaofChemicalTechnology。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。
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1HNMR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Alfkeetal.(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。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℃，0.2-30MPa，优选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，氧化镁和沸石组合形成。
如本文中所使用的术语“渣油提质单元”涉及适合于渣油提质工艺的精炼单元，所述工艺为用于将渣油和/或来源于精炼单元的重质馏出物所含的烃断裂成较低沸点的烃的工艺；参见Alfke等人(2007)(在此引用)。商业上可获得的技术包括延迟焦化器、流体焦化器、渣油FCC、灵活焦化器、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。优选地，渣油提质单元可以是焦化单元或渣油加氢裂化器。“焦化单元”是将渣油转化成LPG、轻质馏出物、中质馏出物、重质馏出物和石油焦的石油精炼处理单元。该工艺将残油进料中的长链烃分子热裂解成较短链的分子。
“渣油加氢裂化器”是适合于渣油加氢裂化工艺的石油精炼处理单元，所述工艺是将渣油转化为LPG、轻质馏出物、中质馏出物和重质馏出物的工艺。渣油加氢裂化工艺是本领域公知的；参见Alfke等人(2007)(在此引用)。因此，在商业加氢裂化中使用3种基本反应器类型，其为固定床(滴流床)反应器类型、沸腾床反应器类型和浆料(夹带流)反应器类型。固定床渣油加氢裂化工艺是公知的并且能够处理受污染的料流如常压残油和减压残油，以生产轻质馏出物和中质馏出物，可以将其进一步处理以生产烯烃和芳烃。用于固定床渣油加氢裂化工艺中的催化剂通常包括在难熔载体(通常为氧化铝)上的选自Co、Mo和Ni的一种或多种元素。在高度受污染的进料的情况下，还可以将固定床渣油加氢裂化工艺中的催化剂补充至某种程度(移动床)。工艺条件通常包括350-450℃的温度和2-20MPa表压的压力。沸腾床渣油加氢裂化工艺也是公知的并且尤其特征在于连续地置换催化剂允许处理高度受污染的进料。用于沸腾床渣油加氢裂化工艺中的催化剂通常包括在难熔载体(通常为氧化铝)上的选自Co、Mo和Ni的一种或多种元素。所使用的催化剂的小粒度有效地增加了它们的活性(参见呈适合于固定床应用的形式的类似配制剂)。这两种因素使得沸腾加氢裂化工艺与固定床加氢裂化单元相比时实现轻质产物的明显更高的收率和更高水平的加氢。工艺条件通常包括350-450℃的温度和5-25MPa表压的压力。浆料渣油加氢裂化工艺代表热裂解和催化加氢以实现来自高度受污染的渣油进料的可蒸馏产物的高收率的组合。在第一液体阶段，热裂解和加氢裂化反应在流化床中于包括400-500℃的温度和15-25MPa表压的压力的工艺条件下同时发生。在反应器的底部引入渣油、氢气和催化剂并形成流化床，所述流化床的高度取决于流速和期望的转化率。在这些工艺中，连续置换催化剂以通过运行循环实现一致的转化率水平。所述催化剂可以为在反应器中原位产生的未负载的金属硫化物。实践中只有当需要高度受污染的重质料流如减压瓦斯油的高转化率时，才有理由产生与沸腾床和浆料相反应器相关的额外成本。在这些情况下，非常大的分子的有限的转化率和与催化剂失活相关的困难使得固定床相对地处理。因此，当与固定床加氢裂化相比时，沸腾床和浆料反应器类型由于它们的轻质馏出物和中质馏出物的改进的收率而是优选的。如本文中所使用的术语“渣油提质液体流出物”涉及通过渣油提质生产的产物，但排除气态产物如甲烷和LPG，和通过渣油提质生产的重质馏出物。优选将通过渣油提质生产的重质馏出物再循环至渣油提质单元直至消失。然而，可能必须净化相对小的沥青料流。出于碳效率的观点，渣油加氢裂化器比焦化单元更优选，因为后者生产相当大量的不能被提质成高价值石化产物的石油焦。出于经整合的工艺的氢平衡的观点，可以优选的是选择焦化单元而不是渣油加氢裂化器，因为后者消耗相当大量的氢气。同样鉴于资金投入和/或运行成本，可能有利的是选择焦化单元而不是渣油加氢裂化器。
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。
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。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，使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。
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为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烯烃的处理单元。用于将低级烷烃如丙烷和丁烷脱氢的处理一起被描述为低级烷烃脱氢处理。用于将低级烷烃脱氢的处理是本领域公知的并且包括氧化性脱氢处理和非氧化性脱氢处理。在氧化性脱氢处理中，通过进料中的(一种或多种)低级烷烃的部分氧化提供过程热。在非氧化性脱氢处理(其在本发明范围内是优选的)中，通过外部热源如通过燃烧燃料气体获得的热烟道气或蒸汽提供用于吸热脱氢反应的过程热。在非氧化性脱氢处理中，工艺条件通常包括540-700℃的温度和25-500kPa绝对压力。例如，UOPOleflex工艺在包含负载于氧化铝上的铂的催化剂存在下在移动床反应器中使丙烷脱氢形成丙烯和使(异)丁烷脱氢形成(异)丁烯(或其混合物)；例如参见US4,827,072。UhdeSTAR工艺在负载在锌-氧化铝尖晶石上的经促进的铂催化剂存在下使丙烷脱氢形成丙烯或使丁烷脱氢形成丁烯；例如参见US4,926,005。最近通过应用氧化脱氢的原理改进了所述STAR工艺。在反应器中的次级绝热区域中，来自中间产物的氢气的一部分选择性地与所添加的氧气转化以形成水。这使热力学平衡移动至较高的转化率并实现了较高的收率。同样，吸热脱氢反应所需要的外部热部分地通过放热氢转化部分地提供。
LummusCatofin工艺使用在循环基础上运行的许多固定床反应器。催化剂为用18-20重量％的铬浸渍的经活化的氧化铝；例如参见EP0192059A1和GB2162082A。Catofin工艺的有利之处在于其为强烈的并且能够处理会毒化铂催化剂的杂质。通过丁烷脱氢工艺生产的产物取决于丁烷进料的本质和所使用的丁烷脱氢方法。同样，Catofin工艺使得丁烷脱氢形成丁烯；例如参见US7,622,623。
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。
图1显示了包括两个加氢处理单元的级联的本发明的实施方案。
图2显示了包括在加氢处理单元之后的三个加氢处理单元级联的本发明的另一个实施方案。
图1和图2中的附图标记彼此并不相关。
实施例1
根据实施例1的工艺方案可见于图1中。对本领域技术人员显而易见的是通常使用工艺设备如压缩机、热交换器、泵、管道等由于保持方案本身的易读性而已经省略。所述工艺方案包括两个不同阶段，即第一加氢裂化阶段2和第二加氢裂化阶段3。
在分离器1例如蒸馏塔中分离来自罐11的原油14，并将具有>350℃地沸点的其重质级分9送至加氢裂化单元级联2,3。应当注意的是分离器1的存在在根据本方法加工烃原料方面并非规定。
在第一加氢裂化单元2中，在氢气存在下将原料18裂化成具有>350℃的沸点的级分17和具有<350℃的沸点的级分15。级分17是第二加氢裂化单元3的原料。将级分15在分离器6中分离成包含未使用的氢气连同H2S、NH3和H2O以及所产生的任何甲烷的气体料流19和包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的料流21，其中可以将料流21进一步分离成特定的组分，如C2/C3/C4等。
在加氢裂化单元2中，连同高度加氢的中度裂化是优选的，以制备适合于在加氢裂化级联的第二步骤中裂化至消失的进料。因此优选的是负载在Al2O3或Al2O3/卤素基材料上的引入硫化的Ni-W或贵金属加氢官能的催化剂。可以运行第一步骤，以实现～50至70％的转化率，如通过转化成具有低于～350℃沸点的产物的进料物质18的份额计算。
将级分17进料至第二加氢裂化器3并在氢气存在下进一步裂化，产生具有>350℃沸点的级分23和具有<350℃沸点的级分16。将级分16在分离器7中分离成包含未使用的氢气连同H2S、NH3和H2O以及所产生的任何甲烷的气体料流20和包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的料流22，其中可以将料流22进一步分离成特定的组分，如C2/C3/C4等。
向级联加氢裂化器单元2,3的进料17中存在的含金属的杂原子物质的主要部分会分解成烃物质并且所产生的金属会沉积在催化剂上导致一些失活。因为该料流中的Ni和V金属含量的总和相当低，所以催化剂失活的速率会足够低而允许实际的运行循环。然而在级联加氢裂化器上的该步骤的运行循环可以通过一下扩展：置换生产中的催化剂例如通过拥有以切换模式运行的具有停工时周期性催化剂置换的两个或更多个并联反应器。
来自级联中的第一单元2的>～350℃沸点的产物料流17会连同氢气(未示出)一起进料至第二加氢裂化单元3。该在后的处理步骤可以在沸腾床或浆料相加氢裂化器中进行。这些类型的加氢裂化技术是优选的，因为进料料流中存在的物质是大分子，其在催化剂颗粒的孔结构内不佳地扩散，并且因此，具有高比例的外部比内部面积的催化剂(如适合用于沸腾床和浆料相加氢裂化反应器中的催化剂)是优选的。在该处理步骤中，需要高度裂化以最小化或消除对残余再循环或净化料流的需要。出于该原因，具有相对高的裂化活性的催化剂，如使用SiO2/Al2O3和/或沸石的酸形式的那些是优选的。中等水平的加氢活性对该催化剂而言是足够的，因此包含硫化的Ni-Mo和/或硫化的Ni-W的催化剂将会是合适的。
在一个实施方案(未示出)中，可以收集并进一步处理料流21和料流22。可以将料流21和22用作一种或多种石化工艺的原料。
将来自第二加氢裂化器单元3的残余物23送至分离器10并分离成未转化的重质残余物4和重质残余物12，其中将重质残余物12再循环至单元3。这样的在循环可以包括完全再循环或再循环一些部分。
在具体的实施方案(未示出)中，可以将包含未使用的氢气连同H2S、NH3和H2O以及所产生的任何甲烷的料流20送至在前的加氢裂化单元(在此为单元2)，而不是送至相同的单元(在此为单元3)。
在具体的实施方案(未示出)中，加氢裂化2的烃进料不仅包含重质级分9，还包含其它类型的原料8。原料8的实例是沥青砂油、页岩油和生物基物质。还可以将原料5直接进料至加氢裂化单元3。原料5的类型也可以为沥青砂油、页岩油和生物基物质。
加氢裂化单元2和3中的条件为如下：选择第一加氢裂化单元2的合适的运行条件，以实现高度加氢和中等程度的裂化活性。结合在先提及的催化剂类型的合适的条件将包括：150至300巴的运行压力；300℃至330℃的运行反应器的起始温度和2-4hr-1的中等LHSV。选择第二加氢裂化单元3的合适的运行条件以实现高度裂化活性。结合在先提及的催化剂类型的合适的条件将包括：420℃至450℃的反应器温度，100至200巴的运行压力和0.1至1.5hr-1的LHSV。
实施例2
根据实施例2的工艺方案可见于图2中。对本领域技术人员显而易见的是通常使用的工艺设备如压缩机、热交换器、泵、管道等由于保持方案本身的易读性而已经省略。所述工艺方案包括四个不同阶段，即加氢处理阶段2、第一加氢裂化阶段3、第二加氢裂化阶段4和第三加氢裂化阶段5。
加氢处理阶段
由于原油的残余物级分通常包含大量的含杂原子(例如硫、氮和金属如镍和钒)的物质，所以将所建议的级联加氢裂化工艺中的第一阶段设计为进行加氢脱硫、加氢脱氮等的大部分以及少量的加氢裂化(即与加氢有关的碳-碳键断裂)。该加氢处理阶段利用了通常在固定床反应器(残余物加氢处理中的滴流床)中的硫化Co/Mo/Al2O3、Ni/W/Al2O3和Ni/Mo/Al2O3催化剂的组合(通常呈1.5至3mm直径的圆柱形片或挤出物)。
用于加氢处理常压残余物(即沸点高于～350℃的原油馏分)的通常运行条件报道为(参见theHandbookofCommercialCatalysts–HeterogeneousCatalysts,HowardF.Rase,CRCPress，第339页表18.18)：压力～150巴，液时空速(LHSV)～0.25hr-1，起始运行入口温度～350℃，起始运行出口温度～390℃。
同时非金属杂原子(S、N、O等)以气态化合物(分别为H2S、NH3、H2O)形式除去，从进料料流中除去的金属杂原子沉积在催化剂上并且导致失活。出于该原因，可以存在置换失活的催化剂同时使装置保持运行的***。这些***可以包括使用两个或更多个拥有以切换模式(即一个反应器在运行，同时另一个反应器停工用于催化剂更换，并且当第一反应器中的催化剂变得足够失活时切换反应器)运行的反应器。AxensHYVAL-S工艺是该类型的方法的实例。用于置换失活的催化剂的另一技术是连续或周期性地从一个或多个反应器的底部排出一部分催化剂床并将新鲜的催化剂添加至所述一个或多个反应器的顶部。这通过使用在所述一个或多个反应器的底部和顶部的一系列阀门实现。
尽管没有限制，但是将来自罐11的原油14首先在分离器1如蒸馏塔中分离，并将其具有>350℃沸点的重质级分27送至加氢处理单元2和加氢裂化单元3、4、5的级联。应当注意的是，分离器1的存在根据本发明的方法在处理烃原料方面并非规定。重质级分27可以在单元13中进一步处理，但单元13是可选的。
在加氢处理单元2中，将进料25转化成轻质级分17和具有>350℃沸点的重质级分21。在分离器6中，将级分17进一步分离成再循环气体料流30和包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的气态级分34，其中料流34可以进一步分离成特定组分，如C2/C3/C4等。将重质级分21送至第一加氢裂化单元3。
第一加氢裂化阶段
使来自级联中的加氢处理步骤2的反应器流出物21直接通入第一加氢裂化单元3。在第一加氢裂化单元3中，将反应产物料流18送至分离器7(例如闪蒸容器)，其将反应产物料流18分成(i)包含未使用的氢气连同H2S、NH3和H2O以及所产生的任何甲烷的气体料流31和(ii)包含任何C2和具有低于350℃沸点的更高级的烃产物的料流35。将包含沸点高于350℃的任何物质的重质级分料流22用作随后的加氢裂化单元4的原料。加氢裂化级联的第一步骤的目的在于将沸点>350℃的分子的一部分***成适合于进料至蒸汽裂化器以制造烯烃，同时使甲烷的生产最小化的较小的、低沸点的物质。可用的双功能催化剂包含对碳-碳键断裂(裂化)和加氢呈活性的组分。据报道(参见theHandbookofCommercialCatalysts–HeterogeneousCatalysts,HowardF.Rase,CRCPress，第347页)，适合用于加氢裂化的催化剂组合物的范围包括：对于加氢功能，以低硫条件下以增加活性的顺序：硫化Ni-Mo、硫化Ni-W、金属Pd和金属Pt。对于裂化而言，Al2O3、Al2O3/卤素、SiO2/Al2O3和沸石的酸形式起作用。最合适的催化剂类型的选择取决于反应想要的程度。
在级联加氢裂化器的第一加氢裂化反应器中，理想的是选择具有高度加氢活性连同低至中等程度的裂化活性的催化剂(以使甲烷形成的程度最小化)。这样的催化剂可以基于硫化Ni-W、金属Pd或金属Pt连同Al2O3或Al2O3/卤素载体。
可以选择级联加氢裂化器中的第一加氢步骤的合适的工艺条件，以促进高度加氢和仅中等水平的裂化(以使甲烷形成最小化)：合适的运行条件因此可以为：150至200巴运行压力；280～300℃的起始运行入口温度、330-350℃起始运行出口温度和2-4hr-1的中等LHSV。
第二加氢裂化阶段
来自级联中的第一加氢裂化单元3的反应器流出物22将会送至第二加氢裂化单元4。将反应产物料流19通入分离器8，其将反应产物料流19分成(i)包含未使用的氢气连同在第一加氢裂化步骤中产生的任何甲烷的气体料流32，其可以在很大程度上再循环至反应器，和(ii)包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的料流36。包含任何沸点高于350℃的物质的料流23用作第三加氢裂化单元5的原料，其目的在于将>350℃沸程的分子的一部分分解成适合于进料至例如蒸汽裂化器以制造烯烃同时使甲烷的生产最小化的较小的、低沸点的物质。该进料物质包含大量的大分子并具有高粘度，因此保证催化剂与这些分子之间的良好接触，连同沸腾床反应器设计的小的催化剂粒度是期望的。优选的是使用具有类似于用于固定床加氢裂化工艺的催化剂的组成的小粒度催化剂(～0.8mm)的方法。在加氢裂化级联工艺中的第二步骤中，可以期望的是选择与选择来用于第一步骤的催化剂相比具有更高加氢裂化活性的催化剂。因此，可以优选使用SiO2/Al2O3或沸石组分的催化剂。
用于这样的处理步骤的合适的工艺条件将是420至450℃的反应器温度，100至200巴的运行压力和0.1至1.5Hr-1的LHSV。
第三加氢裂化阶段
来自级联中的第二加氢裂化步骤的反应器流出物23送至第三加氢裂化单元5。反应产物料流20将会通入分离器9，其将反应产物料流20分成(i)包含未使用的氢气连同在之前的加氢裂化步骤中产生的任何甲烷的气体料流33，其可以在很大程度上再循环至反应器，和(ii)包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的料流37。可以将包含任何沸点高于350℃的物质的料流24进料至另一加氢裂化步骤，或可以用于其它目的。
还可以将来自第三加氢裂化器单元5的残余物24送至分离器10并分离成净化料流29和重质残余物28，其中将重质残余物28再循环至单元5。进料原料23包含大量的大的和非常难于加氢裂化的分子并具有高粘度，因此保证催化剂与这些分子之间的良好接触，连同浆料反应器设计的非常小的催化剂粒度是期望的。
合适的催化剂使用非常小的胶态或甚至纳米尺寸的由诸如MoS2的物质构成催化剂颗粒并具有440至490℃的运行温度和100至300巴的运行压力。
来自级联中的第三加氢裂化步骤的反应器流出物20将会通入分离器9，其将所述流出物分成(i)包含未使用的氢气连同产生的任何甲烷的气体料流33，其可以在很大程度上再循环至反应器，和(ii)包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的单独的料流37。包含沸点高于350℃的任何物质的料流24可以进一步在分离器10中分离，其中可以将料流28再循环至浆料反应器，在其中与从第二加氢裂化步骤向前递送的料流混合。
可以使用小的净化料流以除去用过的催化剂和重质(即BP>350℃)反应器流出物的一些少的部分(somesmall)。
在具体的实施方案(未示出)中，可以将包含未使用的氢气连同H2S、NH3和H2O以及所产生的任何甲烷的的料流32，33送至在前的加氢裂化单元，在此分别地，对于料流32为单元3并且对于料流33为单元4。
在具体的实施方案(未示出)中，到加氢裂化单元3的烃进料不仅包含重质级分21，而且包含原料15。这样的构造还分别适用于采用进料12和16的单元4和5。原料12，15，16的实例是沥青砂油、页岩油和生物基物质。还可以将原料26直接进料到加氢处理单元2中。
加氢裂化单元3，4和5中的条件与在前文提及的那些是相当的。
单元3，4，5中存在的催化剂的粒度在尺寸方面降低，即单元5中的催化剂的粒度小于单元3中的催化剂的粒度。
出于易读性的目的，在图1和图2二者中，分离器6，7，8，9已分别被显示为独立于反应器单元2，3，4，5的单元。然而，可以理解的是将来自各个加氢裂化单元的料流送至一个或多个分离器，以获得包含未使用的氢气连同所产生的任何甲烷的料流、包含任何具有低于350℃沸点的C2或更高级的烃产物的另一料流和包含沸点高于350℃的任何物质的料流。然而本发明的方法并不限于图1和图2中所示的特定构造。

Claims (20)

1.用于将高沸点烃原料转化为较低沸点的烃产物的方法，所述较低沸点的烃产物适合作为石化工艺的原料，所述转化方法包括以下步骤：
将具有>350℃沸点的烃原料进料至一个或多个加氢裂化单元的级联中，
将加氢裂化单元的底部料流作为随后的加氢裂化单元的原料进料，使得在一个或多个加氢裂化单元的级联中，在后的加氢裂化单元的所述原料比在前的加氢裂化单元的原料更重质，其中每个加氢裂化单元中的工艺条件彼此不同，其中加氢裂化条件从第一个到随后的一个或多个加氢裂化单元从最不强烈增加到最强烈，和
将来自每个加氢裂化单元的较低沸点的烃产物处理为用于一种或多种石化工艺的原料。
2.根据权利要求1所述的方法，其中具有>350℃沸点的所述烃原料是选自下组的成员：来自原油蒸馏的底部料流、沥青砂油、页岩油和生物基物质，或其组合。
3.根据权利要求1-2所述的方法，其中所述石化工艺包括FCC(流化催化裂化)、SC(蒸汽裂化)、脱氢单元、烷基化单元、异构化单元和重整单元，或其组合。
4.根据权利要求1-2所述的方法，其中合并来自所有加氢裂化单元的较低沸点的烃产物并将其处理成一种或多种石化工艺的原料。
5.根据权利要求4所述的方法，其中通过蒸馏工艺将由此收集的较低沸点的烃产物分离成单独的料流，其中各自将由此分离的单独的料流送至单独的石化工艺。
6.根据前述权利要求任一项或多项所述的方法，还包括将所述较低沸点的烃产物分离成(i)包含未使用的氢气、可能的H2S,NH3,H2O和甲烷的第一料流，和(ii)包含任何具有低于350℃沸点的C2或C2+产物的第二料流。
7.根据权利要求6所述的方法，其中使第一料流返回至加氢裂化单元，特别是返回至加氢裂化单元的级联中的在前的加氢裂化单元。
8.根据前述权利要求任一项或多项所述的方法，其中加氢裂化单元的级联包括至少两个加氢裂化单元。
9.根据权利要求8所述的方法，其中第一加氢裂化单元中的温度低于第二加氢裂化单元中的温度。
10.根据前述权利要求1-9中任一项所述的方法，其中存在于加氢裂化单元的级联中的催化剂的粒度从第一加氢裂化单元到随后的一个或多个加氢裂化单元降低。
11.根据前述权利要求任一项或多项所述的方法，其中加氢裂化单元的级联包括至少三个加氢裂化单元，其中三个加氢裂化单元在加氢处理单元之后，其中将所述加氢处理单元的底部料流用作所述第一加氢裂化单元的原料，其中特别是分别地第一加氢裂化阶段的压力为150至200巴的运行压力，第二加氢裂化阶段的压力为100至200巴的运行压力和第三加氢裂化阶段的压力为100至300巴的运行压力。
12.根据权利要求11所述的方法，其中所述加氢处理单元中占优势的温度高于所述第一加氢裂化单元中的温度，其中特别是所述加氢处理单元中的温度在300至400℃的范围并且所述第一加氢裂化单元中的温度在280至300℃的范围。
13.根据权利要求11-12中任一项所述的方法，其中加氢裂化单元的级联中的温度升高，其中所述第三加氢裂化单元占优势的温度高于所述加氢处理单元中的温度，其中特别是所述第三加氢裂化单元中的温度在440至490℃的范围并且所述加氢处理单元中的温度在300至400℃的范围。
14.根据前述权利要求任一项或多项所述的方法，其中一个或多个加氢裂化单元的反应器类型设计选自固定床类型、沸腾床反应器类型和浆料相类型。
15.根据权利要求11-14中任一项或多项所述的方法，其中所述加氢处理单元的反应器类型设计为固定床类型。
16.根据权利要求11-15中任一项或多项所述的方法，其中所述第一加氢裂化单元的反应器类型设计为沸腾床反应器类型。
17.根据权利要求11-16中任一项或多项所述的方法，其中所述第二加氢裂化单元的反应器类型设计为浆料相类型。
18.根据前述权利要求中任一项或多项所述的方法，其中将最终加氢裂化单元的底部料流再循环至所述最终加氢裂化单元的入口。
19.根据前述权利要求中任一项或多项所述的方法，其中一个或多个加氢裂化单元的级联的一个或多个加氢裂化单元的烃原料包括源自蒸汽裂化器单元和或精炼厂的重质料流。
20.多阶段加氢裂化烃原料的气态轻质级分作为蒸汽裂化单元和/或脱氢单元的原料的用途。
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