美国专利号4,137,147涉及由具有低于约360℃的蒸馏点并且至少含有每个分子具有至少4个碳原子的正链烷烃和异链烷烃的装料制造乙烯和丙烯的方法，其中：在氢解区中，在催化剂的存在下，对装料进行氢解反应，(b)将来自氢解反应的流出物进料至分离区，从所述分离区中排出(i)从顶部，甲烷和可能的氢，(ii)基本上由每个分子具有2和3个碳原子的烃组成的馏分，和(iii)从底部，基本上由每个分子具有至少4个碳原子的烃组成的馏分，(c)仅将基本上由每个分子具有2和3个碳原子的烃组成的馏分在蒸汽的存在下进料至蒸汽裂化区，以将至少一部分每个分子具有2和3个碳原子的烃转化为单烯烃；将从分离区的底部得到的基本上由每个分子具有至少4个碳原子的烃组成的馏分供应至第二氢解区，在此将其在催化剂的存在下进行处理，将来自第二氢解区的流出物供应至分离区，从而一方面排出每个分子具有至少4个碳原子的烃，其至少部分再循环至第二氢解区，并且另一方面排出基本上由氢、甲烷和每个分子具有2和3个碳原子的饱和烃的混合物组成的馏分；从混合物中分离氢物流和甲烷物流，并且将混合物的具有2和3个碳原子的烃连同从第一氢解区域之后的分离区中回收的基本上由每个分子具有2和3个碳原子的烃组成的馏分一起进料至蒸汽裂化区。除了甲烷和氢的物流以及每个分子具有2和3个碳原子的链烷烃的物流之外，在蒸汽裂化区的出口处还因此得到了每个分子具有2和3个碳原子的烯烃和每个分子具有至少4个碳原子的产物。
美国专利号3,317,419涉及用于将包含高于汽油沸程沸腾的烃的烃进料加氢精制的方法，所述方法包括以下步骤：(a)在含有加氢精制催化复合物的第一反应区中将与氢混合的所述进料加氢裂化并加氢精制；(b)将来自所述第一反应区的通常液体产物流出物分离成第一轻馏分和较重馏分；(c)将所述第一轻馏分的至少一部分与烃混合物组合并且将得到的混合物与氢在所述范围内的温度在第二反应区中反应，所述第二反应区含有加氢精制催化复合物并维持在与所述所述第一区相比较不严苛的转化条件下；(d)将来自所述第二反应区的通常液体产物流出物分离成第二轻馏分和加氢精制的第二重馏分；(e)将所述第二轻馏分的至少一部分与烃混合物组合，将得到的混合物与氢在第三反应区中反应，所述第三反应区含有加氢精制催化复合物并维持在使得在最小的加氢裂化内实现所述混合物的氢化加氢精制的条件下；并且，(f)将来自所述第三反应区的产物流出物分离成通常气相和加氢精制的第三重馏分。
GB 1,161,725涉及通过加氢裂化选择性制备汽油沸程烃的方法，所述方法包括，在加氢裂化条件下将重石油烃进料与无定形基加氢裂化催化剂和沸石基加氢裂化催化剂接触，所述接触在一系列催化剂床中进行，其中所述无定形基催化剂与所述沸石基催化剂是分开的，从最后的催化剂床回收通常液体流出物，从所述液体流出物分离汽油沸程馏分，并且将沸点高于汽油程的液体流出物的至少一部分再循环以接触无定形基加氢裂化催化剂床。将第一加氢裂化阶段的条件维持在550F至750F之间的范围中的温度下和在1000psig至3000psig之间的范围中的总压力下，而在第二加氢裂化阶段中的条件类似，即维持在550F.至750F.之间的温度和1000psig至2000psig之间的总压力。
美国专利号3,360,456涉及以两阶段将烃加氢裂化以制备汽油的方法，具有减少的氢消耗，其中第一加氢裂化阶段中的温度条件高于第二加氢裂化阶段中的温度条件。
GB 1,020,595涉及制备萘和苯的方法，其包括将含有在200-600F的范围内沸腾并且包含烷基苯和烷基萘二者的烷基取代的芳族烃的原料通入第一加氢裂化器，其在800至1100F的温度，150至1000psig的压力，或在不存在催化剂的情况下，在1000至1100F的温度，150至1000psig的压力，将裂化的产物在第二加氢裂化器中在催化剂的存在下在900至1200F的温度，150至1000psig的压力或在不存在催化剂的情况下在1100至1800F的温度和50至2500psig的压力进行加氢裂化。
美国专利号3,660,270涉及制备汽油的方法，其包括在第一转化区中将石油馏出物加氢裂化，将来自第一转化区的流出物分离成轻石脑油馏分、具有180至280F的初沸点和约500′至600F之间的终沸点的第二馏分以及第三重馏分，在第二转化区中在催化剂的存在下将第二馏分加氢裂化和脱氢并且从第二转化区回收至少一种石脑油产物。
美国专利申请号2007/112237涉及从烃混合物制备芳烃和液化石油气(LPG)的方法，所述方法包括以下步骤：(a)将烃原料混合物和氢引入至少一个反应区；(b)在所述反应区中，在催化剂的存在下，将所述烃原料混合物(i)通过加氢裂化转化成富含LPG的非芳香烃化合物，和(ii)通过脱烷基化/烷基转移作用转化成富含苯、甲苯和二甲苯(BTX)的芳香烃化合物；和(c)通过气-液分离和蒸馏，分别从步骤(b)得到的反应产物中回收LPG和芳烃化合物。
WO2008/043066涉及制备一种或多种中等馏出物燃料的方法，其包括(a)将链烷烃石脑油物流脱氢/芳香化为含有烯烃和芳族烃的组合物(b)将烯烃和芳族成分进行芳族烷墓化，和(c)分离中等馏出物范围的烷基芳族物。
美国专利号5,603,824涉及集成的加氢处理方法，其中加氢裂化、脱蜡和脱硫均在单个、立式两床反应器中发生，其中将馏出物分为重和轻馏分，将重馏分在顶部反应器床中加氢裂化并部分脱硫，并且然后将来自顶部床的流出物与轻馏分组合并级联进入底部反应器床，在那里发生用于倾点降低的脱蜡和进一步脱硫。
美国专利申请号2003/221990涉及通过在多阶段加氢裂化器的第二阶段中处理煤油来制备轻产物如气体和石脑油的方法，其中来自其他来源的煤油、柴油和石脑油包括在再循环中，并且在比初始加氢处理阶段低的压力下维持后续的加氢处理阶段。
常规地，将原油通过蒸馏处理为许多馏分如石脑油、瓦斯油和残油。这些馏分中的每一种具有许多潜在的用途，如用于产生运输燃料如汽油、柴油和煤油，或者作为一些石油化学产品和其他处理单元的进料。
轻原油馏分如石脑油和一些瓦斯油可以用于通过如蒸汽裂化的工艺产生轻烯烃和单环芳族化合物，在蒸汽裂化中将烃进料物流蒸发并用蒸汽稀释，之后在短停留时间(＜1秒)炉(反应器)管中暴露于非常高的温度(800至860℃)。在这样的工艺中，将在进料中的烃分子转化为(平均上)当与进料分子相比时较短的分子和具有较低的氢碳比的分子(如烯烃)。该工艺还生成氢作为有用的副产物和显著量的较低价值的副产物如甲烷和C9+芳族化合物和稠合的芳族物种(含有两个以上具有共用边的芳环)。
典型地，在原油炼厂中进一步处理较重(或较高沸点)的富芳族流，如残油，以使来自原油的较轻(可蒸馏)的产物的产率最大化。这种处理可以通过如加氢裂化(其中将加氢裂化器进料在引起进料分子的一些馏分在同时加入氢的情况下被断裂为较短烃分子的条件下暴露于适合的催化剂)的工艺来进行。重炼厂物流加氢裂化典型地在高压和高温下进行并且因此具有高资金成本。
原油蒸馏和较轻蒸馏馏分的蒸汽裂化的这种组合的一个方面是与原油的分馏相关的资金和其他成本。较重原油馏分(即超过～350℃沸腾的那些)相对富含取代的芳族物种并且尤其富含取代的稠合芳族物种(含有两个以上共用边的芳环)，并且在蒸汽裂化条件下，这些物质得到实质量的重副产物如C9+芳族化合物和稠合芳族化合物。因此，原油蒸馏和蒸汽裂化的常规组合的结果是通过蒸汽裂化器没有处理实质量的原油馏分，例如50重量％，原因在于认为来自较重馏分的有价值产物的裂化产率不足够高。
重炼厂物流如残油的常规加氢裂化的另一个方面是，这典型地在被选择以实现所需整体转化率的折衷条件下进行。因为进料物流含有一定范围内易于裂化的物种的混合物，这使得通过相对容易加氢裂化的物种的加氢裂化形成的可蒸馏产物的一些馏分在将更难以加氢裂化的物种加氢裂化所需的条件下进一步转化。这增加了与该工艺相关的氢消耗和热管理难度。这还以更有价值的物种为代价增加了轻分子如甲烷的产率。
US 2012/0125813、US 2012/0125812和US 2012/0125811涉及用于裂化重烃进料的方法，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，US 2012/0125813涉及一种用于将重烃进料蒸汽裂化以制备乙烯、丙烯、C4烯烃、热解汽油和其他产物的方法，其中烃(即烃进料如乙烷、丙烷、石脑油、瓦斯油或其他烃馏分的混合物)的蒸汽裂化是非催化的石化过程，其广泛用于制备烯烃如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯，和芳族物如苯、甲苯和二甲苯。
美国专利申请号2012/0125813，US 2012/0125812和US 2012/0125811涉及裂化重烃进料的方法，其包括蒸发步骤、蒸馏步骤、焦化步骤、加氢处理步骤，和蒸汽裂化步骤。例如，美国专利申请号2012/0125813涉及一种用于将重烃进料蒸汽裂化以制备乙烯、丙烯、C4烯烃、热解汽油和其他产物的方法，其中烃(即烃进料如乙烷、丙烷、石脑油、瓦斯油或其他烃馏分的混合物)的蒸汽裂化是非催化的石化过程，其广泛用于制备烯烃如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯，和芳族物如苯、甲苯和二甲苯。
美国专利申请号2009/0050523涉及以与加氢裂化操作一体化的方式通过液体全(whole)原油和/或源自天然气的冷凝物在热解炉中的热裂化形成烯烃。
美国专利申请号2008/0093261涉及以与原油炼厂一体化的方式通过液体全原油和/或源自天然气的冷凝物在热解炉中的热裂化形成烯烃。
本发明的目标是提供将高沸烃原料转化为较轻沸烃产物的方法。
本发明的另一目标是提供制备可以用作用于进一步化学加工的原料的轻沸烃产物的方法。
本发明的另一目标是提供用于将高沸烃原料转化为BTX芳族化合物馏分和LPG馏分的方法，其中所述LPG馏分可以用于制备轻烯烃。
本发明的另一目标是提供用于将高沸烃原料转化为高价值产物的方法，其中将低价值产物如甲烷和C9+芳族化合物物种的制备最小化。
本发明涉及一种用于将高沸烃原料转化为较轻沸烃产物的方法，所述较轻沸烃产物适合作为用于石化品方法的原料，所述转化方法包括以下步骤：
将重烃原料进料至一个或多个加氢裂化单元的级联，
将所述原料在加氢裂化单元中裂化，
将所述裂化的原料分离成包含轻沸烃馏分的顶部物流和包含重烃馏分的底部物流
将这样的加氢裂化单元的所述底部物流作为用于在所述一个或多个加氢裂化单元的级联中的后续加氢裂化单元的原料进料，其中在一个或多个加氢裂化单元各个中的工艺条件是彼此不同的，其中加氢裂化条件从第一至后续一个或多个加氢裂化单元从最不苛刻(severe)增加至最苛刻，以及
将来自一个或多个加氢裂化单元各个的较轻沸烃馏分加工为用于BTX和LPG制备单元的原料，所述BTX和LPG制备单元是这样的加氢裂化单元：其中所述加氢裂化单元中的主要工艺条件不同于所述一个或多个加氢裂化单元的级联中的所述一个或多个加氢裂化单元的任一个中的主要工艺条件。
根据本方法，优选的是来自所述一个或多个加氢裂化单元的级联中的所有加氢裂化单元的较轻沸烃馏分是具有比萘低的沸点的烃。
根据本发明，将烃原料(例如原油)进料至分馏蒸馏塔(ADU)并且将在高于218C(萘的沸点)的温度沸腾的材料进料至加氢裂化过程反应器的一个系列(或级联)，具有一定范围的(越来越苛刻)操作条件/催化剂等，其被选择为使得适于通过加氢裂化方法(如进料加氢裂化(FHC)或汽油加氢裂化(GHC)方法)制备LPG和BTX芳族化合物的材料的产率最大化。各步骤加氢裂化后，从较轻产物分离剩余的重材料(沸点＞218C)，并且仅将较重材料进料至下一个、更苛刻的加氢裂化阶段，同时将较轻材料分离并因此不暴露于进一步的加氢裂化。将该较轻材料(沸点＜218C)进料至FHC或GHC方法用于制备LPG和BTX芳族物。然后可以使用蒸汽裂化、脱氢过程或这些过程的组合将来自GHC/FHC单元的LPG产物转化为轻烯烃。将在本申请的实验部分更详细讨论本发明。术语“汽油加氢裂化单元”或“GHC反应器”将在下文讨论。术语“进料加氢裂化单元”或“FHC反应器”也将在下文讨论。
本发明人优化加氢裂化级联的各个步骤(经由选择操作条件、催化剂类型和反应器设计)，从而将所需产物(沸点高于甲烷且低于萘的烃材料)的最终收率最大化，并且使资本和相关操作成本最小化。
如本文使用的术语“一个或多个加氢裂化单元的级联”意为一系列加氢裂化单元。加氢裂化单元由分离单元(即其中将裂化的原料分离成包含轻沸烃馏分的顶部物流和包含重烃馏分的底部物流的单元)彼此分开。并且这样的加氢裂化单元的包含重烃馏分的底部物流是用于后续加氢裂化单元的原料。这样的构造不同于其中数个催化剂床垂直排布的其中来自第一床的流出物级联入另一床即从顶部床进入底部床的构造，因为这样的级联没有应用收回完全流出物并将其分离成包含轻沸烃馏分的顶部物流和包含重烃馏分的底部物流(其中包含重烃馏分的底部物流是用于后续加氢裂化单元的原料)的中间步骤。本文中的分离单元可以包含多个分离段。
根据本方法的优选实施方案，来自所有加氢裂化单元的较轻沸烃产物是沸点高于甲烷且低于萘的烃。
根据本方法的优选实施方案，一个或多个加氢裂化单元的级联的各个加氢裂化单元在液相加氢裂化条件下操作，并且其中作为所述BTX和LPG制备单元的加氢裂化单元在气相加氢裂化条件下操作。实际上，在液相加氢裂化条件操作的一个或多个加氢裂化单元的级联串联安置，而在气相加氢裂化条件操作的加氢裂化单元，即如BTX和LPG制备单元相对于在液相加氢裂化条件下操作的一个或多个加氢裂化单元的级联平行安置。
优选组合来自所有加氢裂化单元的较轻沸烃馏分并且将该组合物流加工为用于所述BTX和LPG制备单元的原料，所述单元优选为加氢裂化单元，其中在所述BTX和LPG制备单元中的主要工艺条件，即气相加氢裂化条件，不同于一个或多个加氢裂化单元的级联中的任一个中的主要工艺条件，即液相加氢裂化条件。
在另一实施方案中，优选的是首先将来自所有加氢裂化单元的较轻沸烃产物送至分离段，在所述分离段中，从较轻沸烃产物分离包含C5-材料的馏分，并且将较轻沸烃产物的剩余部分加工为用于所述BTX和LPG制备单元的原料。此外，优选的是在脱氢单元中进一步加工所述C5-材料，优选通过将所述C5-材料进一步预分离成包含C3的物流和包含C4的物流并且将所述物流分别进料至丙烷脱氢单元和丁烷脱氢单元来加工。
根据一个实施方案，优选的是分离此物流的较轻部分，即来自所有加氢裂化单元的较轻沸烃产物，并且仅通过GHC/FHC处理较重部分。这是因为GHC/FHC意在将BTX共沸非芳族物种(例如链烷烃和烯烃)转化为LPG物种(可以将其分离并用作对于其他石化设施(例如脱氢单元)的进料)和纯的BTX芳族物。如果在来自加氢裂化单元的较轻沸烃产物中已经有LPG物种，则不需要通过GHC/FHC单元处理它们，并且由于一些原因也不需要(例如对较大单元的需要)。
对于要进入GHC/FHC的物流来说，准确的分馏点在某种程度上是灵活的，因为该单元可以应付进料中的LPG并且在对GHC/FHC的进料中包括C5物种仍然可以是有用的，从而这些可以转化为用作为脱氢单元进料的乙烷、丙烷和丁烷。为此，优选的是在GHC/FHC的进料中包括分离器(使用常规技术如蒸馏)。
在该实施方案中，对于较轻沸烃产物的存在三种合理的备选分馏点。第一优选的实施方案是通过GHC/FHC加工完全流而没有任何分离——如果仅小量LPG已经存在这是合理的，因为这将减少处理单元的数量(并因此减小成本)，而不增大GHC/FHC的尺寸等。
第二优选的实施方案关于将较轻沸烃产物分离成C5-部分和C6+部分并且经由GHC/FHC加工C6+部分以制备纯的BTX并将任何C6+非芳族化合物转化为LPG物种。并行地，通过一些其他单元(未指定)加工对于其是良好的进C5-部分，料。
第三优选的实施方案关于将较轻沸烃产物分离成C4-部分(LPG)和C5+部分并且通过GHC/FHC加工C5+部分以制备纯的BTX并且将任何C5+非芳族化合物转化为LPG物种。并行地，经由一些其他单元加工C4-部分(可能与来自GHC/FHC的LPG产物组合)，可能是在进一步分离成C2、C3和C4物种之后，如乙烷蒸汽裂化器和丙烷-丁烷-脱氢单元。
本方法还包括从较轻沸烃产物分离氢并且将这样分离的氢进料至一个或多个加氢裂化单元的级联中的加氢裂化单元，其中将这样分离的氢优选进料至一个或多个加氢裂化单元的级联中的在前的加氢裂解器单元。
在另一实施方案，还优选将这样分离的氢进料至BTX和LPG制备单元。
烃原料可以是来自原油常压蒸馏单元(ADU)的馏分，如底部物流或常压瓦斯油，来自炼厂过程的产物，如来自FCC单元的轻循环油或重裂解石脑油。
本方法还包括将在所述LPG制备单元中制备的包含LPG的馏分进一步加工为用于一种或多种选自蒸汽裂化单元、芳构化单元、丙烷脱氢单元、丁烷脱氢单元和混合的丙烷-丁烷脱氢单元的组中的加工单元的原料。
在特定实施方案中，也可以提及烷基化过程、高苛刻性催化裂化(包括高苛刻性FCC)、轻石脑油芳构化(LNA)、重整以及温和加氢裂化。之前提到的石化品方法的选择依赖于轻沸烃馏分的组成等。如果，例如获得主要包含C5的物流，戊烷脱氢单元会是优选的。此外，也可以将所述主要包含C5的物流送至高苛刻性催化裂化(包括高苛刻性FCC)以制备丙烯和乙烯。如果，例如获得主要包含C6的流，如轻石脑油芳构化(LNA)、重整以及温和加氢裂化的方法会是优选的。
本发明的加氢裂化单元的级联包含优选至少两个加氢裂化单元，其中所述加氢裂化单元优选之前有加氢处理单元，其中所述加氢处理单元的底部物流用作用于所述第一加氢裂化单元的原料，特别是在所述加氢处理单元中的主要温度高于在所述第一加氢裂化单元中的主要温度。
此外，优选的是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。
此外，还优选的是，加氢裂化单元的级联中存在的催化剂的粒度从第一加氢裂化单元到后续一个或多个加氢裂化单元减少。
根据优选的实施方案，加氢裂化单元的级联中的温度增加，其中在所述第二加氢裂化单元中的主要温度高于在所述加氢处理单元中的主要温度。
本发明的一个或多个加氢裂化单元的反应器类型设计选自以下的组：固定床型、沸腾床反应器型和浆态床型。这可以涉及一系列不同的过程如首先是固定床加氢处理器，接着固定床加氢裂化器，接着沸腾床加氢裂化器，任选地接着浆态加氢裂化器。因此，所述加氢处理单元的反应器类型设计是固定床型，所述第一加氢裂化单元的反应器类型设计可以是固定床的或沸腾床反应器型的并且所述第二加氢裂化单元的反应器类型设计可以是沸腾床反应器的或浆态床型的。
在本方法中，优选的是将最终加氢裂化单元的底部物流再循环至所述最终加氢裂化单元的入口。
BTX和LPG制备单元中的主要工艺条件不同于一个或多个加氢裂化单元的级联的任一个中的主要工艺条件。
本发明还涉及在一个或多个加氢裂化单元的级联中制备的具有比萘低的沸点的烃作为用于BTX和LPG制备单元的原料的用途。
前述的用途还包括从所述BTX和LPG制备单元的一种或多种流出物回收氢并且将这样回收的所述氢再循环至所述BTX和LPG制备单元的入口。
本方法因此优选包括将包含C5+的物流进料至第二加氢裂化单元。额外的优点是可以将来自第一加氢裂化单元到第二加氢裂化单元的C5+进料的预热与热流出物整合。
如本文所使用的，术语“汽油加氢裂化单元”或“GHC”指的是用于进行加氢裂化过程的单元，适合于将比较富含芳族烃化合物的复杂的烃进料(如源自炼厂单元的轻馏出物，包括但不限于：重整汽油、FCC汽油和热解汽油(pygas))转化成LPG和BTX，其中所述工艺被优化以保持GHC进料物流中包含的芳族化合物的一个芳环完整，但是从所述芳环移除大部分侧链。因此，通过汽油加氢裂化产生的主要产物是BTX并且该可以优化该工艺以提供化学品级BTX。优选地，经过汽油加氢裂化的烃进料包含源自炼油单元的轻馏出物。更优选地，经过汽油加氢裂化的烃进料优选不包含大于1重量％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℃并且甚至更优选470-550℃的温度。必须避免较低的温度，因为芳环的氢化变得有利。但是，在催化剂包含降低催化剂的氢化活性的另外的元素，如锡、铅或铋的情况下，对于汽油加氢裂化来说，可以选择较低的温度；参见例如WO 02/44306 A1和WO 2007/055488。在反应温度过高的情况下，LPG(尤其是丙烷和丁烷)的产率下降并且甲烷的产率上升。因为催化剂活性可以随着催化剂的寿命下降，有利的是在催化剂的寿命内逐渐提高反应器温度以维持加氢裂化转化率。这意味着，在运行周期开始时的最佳温度优选在加氢裂化温度范围的下端。最佳反应器温度将会随着催化剂失活而升高，从而在周期结束时(在即将更换或再生催化剂之前)，优选在加氢裂化温度范围的上端选择该温度。
优选地，烃进料物流的汽油加氢裂化在0.3-5MPa表压的压力下，更优选在0.6-3MPa表压的压力下，特别优选在1-2MPa表压的压力下并且最优选在1.2-1.6MPa表压的压力下进行。通过增加反应器压力，可以增加C5+非芳族化合物的转化，但是这也增加了甲烷的产率和芳环向可以裂化为LPG物种的环己烷物种的氢化。这种造成芳族化合物产率随着压力增加而降低，并且因为一些环己烷及其异构体甲基环戊烷未充分加氢裂化，在1.2-1.6MPa的压力下存在所得苯的纯度的最佳值。
优选地，烃进料物流的汽油加氢裂化在0.1-20h-1的重时空速(WHSV)下，更优选在0.2-10h-1的重时空速下并且最优选在0.4-5h-1的重时空速下进行。当空速过高时，并非所有BTX共沸链烷烃组分被加氢裂化，因此将不能通过反应器产物的简单蒸馏实现BTX规格。在过低的空速下，甲烷的产率以丙烷和丁烷为代价上升。通过选择最佳重时空速，意外地发现，实现了苯共沸物(co-boilers)的足够完全的反应，以制备规格的(on spec)BTX而无需液体再循环。
因此，优选的汽油加氢裂化条件因此包括450-580℃的温度、0.3-5MPa表压的压力和0.1-20h-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0.2-10h-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0.4-5h-1的重时空速。
如在本文中所使用的，术语“进料加氢裂化单元”或“FHC”是指用于进行适用于将相对富含环烷烃和链烷烃化合物-如直馏馏分，包括但不限于石脑油-转化为LPG和烷烃的加氢裂化工艺的单元。优选地，经过进料加氢裂化的烃进料包含石脑油。因此，通过进料加氢裂化产生的主要产物是将要被转化为烯烃的LPG(即将要用作用于将烷烃转化为烯烃的进料)。可以优化FHC工艺以保持FHC进料物流中包含的芳族化合物的一个芳环完整，但是从所述芳环移除大部分侧链。在这样的情况中，用于FHC的工艺条件是与如以上本文中所述的GHC工艺中所使用的工艺条件相当的。备选地，可以优化FHC工艺以打开FHC进料物流中包含的芳族烃的芳环。这可以通过如下改进如在本文中所描述的GHC工艺而实现：增加催化剂的氢化活性，任选与选择较低的工艺温度组合，任选与降低的空速组合。在这样的情况中，优选的进料加氢裂化条件因此包括300-550℃的温度、300-5000kPa表压的压力和0.1-20h-1的重时空速。更优选的进料加氢裂化条件包括300-450℃的温度、300-5000kPa表压的压力和0.1-10h-1的重时空速。为了芳族烃的开环而优化的甚至更优选的FHC条件包括300-400℃的温度、600-3000kPa表压的压力和0.2-5h-1的重时空速。
如本文所使用的，术语“C#烃”或“C#”(其中“#”是正整数)意在描述所有具有#个碳原子的烃。此外，术语“C#+烃”或“C#+”意在描述所有具有#个以上碳原子的烃。因此，术语“C5+烃”或“C5+”意在描述具有5个以上碳原子的烃的混合物。术语“C5+烷烃”因此涉及具有5个以上碳原子的烷烃。因此，术语“C#以下(minus)烃”或“C#以下”意在描述具有#个以下碳原子的烃的混合物，且包括氢。例如，术语“C2-”或“C2以下”涉及乙烷、乙烯、乙炔、甲烷和氢的混合物。最后，术语“C4混合”意在描述丁烷、丁烯和丁二烯即正丁烷、异丁烷、1-丁烯、顺-和反-2-丁烯、异丁烯和丁二烯的混合物。例如，术语C1-C3意指包含C1、C2和C3的混合物。
术语“烯烃”在本文中以其广泛接受的含义使用。因此，烯烃涉及含有至少一个碳-碳双键的不饱和烃化合物。优选地，术语“烯烃”涉及包含乙烯、丙烯、丁二烯、丁烯-1、异丁烯、异戊二烯和环戊二烯中的两种以上的混合物。
如在本文中所使用的术语“LPG”是指用于术语“液化石油气”的广泛接受的首字母缩写词。LPG通常由C3-C4烃的共混物，即C3和C4烃的混合物组成。
在本发明的方法中制备的石油化学制品之一是BTX。如在本文中所使用的术语“BTX”涉及苯、甲苯和二甲苯的混合物。优选地，在本发明的方法中制备的产物包含也有用的芳族烃如乙苯。因此，本发明优选提供用于产生苯、甲苯、二甲苯和乙苯的混合物(“BTXE”)的方法。所制备的产物可以是不同芳族烃的物理混合物或者可以直接进行进一步分离(例如通过蒸馏)以提供不同的纯化产物物流。这样的纯化产物物流可以包括苯产物物流、甲苯产物物流、二甲苯产物物流和/或乙苯产物物流。
以下将结合附图更详细地描述本发明，其中相同或类似的元件通过相同的编号表示。
图1是本发明的方法的一个实施方案的示意性图示。
图2是本发明的方法的另一实施方案的示意性图示。
现在参考图1中示意性描述的方法和设备1，显示原油进料1，用于将原油分离成包含具有比萘低的沸点的烃的物流29的常压蒸馏单元2。将离开蒸馏单元2的底部物流3进料至加氢加工单元4，例如加氢处理单元，其中将这样处理的烃5送至分离单元6，制备气流7和包含具有萘以上的沸点的烃的底部物流13。将物流7在分离单元8中进一步分离成包含氢的物流9和包含具有比萘低的沸点的烃的底部物流12。将物流13进料至加氢裂化单元15并且将其流出物16送至分离单元17，制备气流18和包含具有萘以上的沸点的烃的底部物流20。将物流18在分离单元19中进一步分离成物包含氢的物流14和包含具有比萘低的沸点的烃的物流21。氢组成(make up)由附图标记10表示。将来自分离单元17的流出物20送至进一步的加氢裂化单元22并且将其流出物23送至分离单元24，制备顶部物流44和底部物流27。将顶部物流44在分离单元38中进一步分离成包含氢的物流26和包含具有比萘低的沸点的烃的底部物流28。将离开分离单元38的含氢物流送至压缩机11并且返回加氢裂化单元22的入口。将相同的氢循环应用于物流9、14。将来自蒸馏单元2的顶部物流和物流12、21和28组合为物流29，将所述物流29直接送至加氢裂化器30。如果仅小量的LPG已经存在于物流29中，则在没有任何分离的情况下经由单元30加工完全流29是合理的，因为这将降低加工单元的数量(并且因此降低成本)，但不大大增加加氢裂解器单元30的尺寸等。
根据优选的实施方案，还可以在分离单元60中将物流29分离成C5-部分(物流61)和C6+部分(物流62)，并且经由单元30加工C6+部分以制备纯的BTX，并且将任何C6+非芳族化合物转化为LPG物种。同时，经一些其他单元(未指定)加工对于其是良好进料的C5-部分。
根据另一优选的实施方案，还可以将物流29分离成C4-部分(LPG)(物流61)和C5+部分(物流62)，并且经由单元30加工C5+部分(物流62)，以制备纯的BTX，并且将任何C5+非芳族化合物转化为LPG物种。同时，经由一些其他单元例如丙烷/丁烷脱氢单元加工C4-部分(物流61，可能与来自单元30的LPG产物即物流36组合)。
将来自加氢裂化单元30的流出物31送至分离单元32，制备顶部物流33和主要包含BTX的底部物流35。将顶部物流33在分离单元34中进一步分离成包含LPG的物流36和包含氢的顶部物流37。将物流37再循环至加氢裂化单元30的入口。
根据图2，方法和设备由附图标记2表示，其中将原油1送至蒸馏单元2并且分离成顶部物流29和底部物流3。将底部物流3送至加氢裂化单元4，特别是加氢处理单元，制备流出物5。将流出物5送至分离单元6，制备顶部物流7和底部物流13，所述底部物流13包含具有萘以上的沸点的烃。将顶部物流7在分离单元8中进一步分离成主要包含氢的顶部物流40和包含具有比萘低的沸点的烃的底部物流12。将物流13送至第一加氢裂化单元15，制备流出物流16。将流出物流16送至分离单元17，制备顶部物流18和底部物流20。将物流18在分离单元19中进一步分离，制备包含氢的物流43。在图2中将物流43循环至加氢裂化单元4的入口。将分离单元19的底部物流21与来自单元2的顶部物流29组合并送至加氢裂化单元30。
如果仅小量LPG已经存在于流29中，则在不进行任何分离的情况下经由单元30加工完全流29而是合理的，因为这将降低处理单元的数量(并因此降低成本)，而不大大增加加氢裂解器单元30的尺寸等。
根据优选的实施方案，还可以在进入单元30之前将物流29分离成C5-部分(物流61)，和C6+部分(物流62)，并且经由单元30加工C6+部分(物流62)，以制备纯的BTX，并将任何C6+非芳族化合物转化为LPG物种。同时，经由一些其他单元(未指定)处理对于其是良好进料的C5-部分(物流61)。
根据另一优选的实施方案，还可以在进入单元30之前将物流29分离成C4-部分(物流61)(LPG)和C5+部分(物流62)并且经由单元30加工C5+部分(物流62)以制备纯的BTX，并且将任何C5+非芳族化合物转化为LPG物种。同时，经单元例如(丙烷/丁烷脱氢单元)加工C4-部分(物流62，可能与来自单元30的LPG产物即物流36组合)。
将来自分离单元17的底部物流20送至第二加氢裂化单元22，制备流出物23。将流出物23在分离塔24中进一步分离成顶部物流45和描述为重瓦斯油(heavy pitch)的底部物流27。将物流27的部分作为物流25再循环至第二加氢裂化单元22的入口。在分离塔38中，将顶部物流45进一步分离成主要包含氢的顶部物流42和主要包含沸点比萘的沸点低的烃的底部物流28。将含氢物流42再循环至加氢裂化单元15的入口。离开分离塔8的顶部物流40与氢组成10组合，并且形成物流41，作为加氢裂化单元30的入口物流。将来自加氢裂化单元30的流出物31在分离单元32中进一步分离成顶部物流33和包含BTX的底部物流35。将顶部物流33在分离塔34中进一步分离成主要包含LPG的物流36。
根据另一实施方案，优选的是重新设计单元30、32和33以将物流29中的芳族和环烷族物种(包括来自流12、21和28的材料)转化为LPG。该实施方案可以标识为“间接”途径，因为级联中的各个加氢裂解器单元制备一些LPG材料，但也制备其他物种，所述其他物种在第二加氢裂化器中转化为LPG。这将意为在较低温度和较高氢分压下操作加氢裂化单元30。该单元的蒸馏段有变化，因为技术人员可以去除塔32(因为没有BTX产物流35)或使用塔32作为将比LPG重的材料(物流35)循环回反应器(单元30)的途径。以此操作方式，技术人员可以继续操作反应器和分离系统用于如之前描述的其他加氢裂化器。