模块化原油炼制法的制作方法

本申请要求2016年6月30日提交的美国申请No.62/357,251的优先权，该引用申请的内容全文经此引用并入本文。

背景

本发明的领域是原油料流的炼制。

相关现有技术

原油蒸馏塔分馏从地下取出的原油料流。原油蒸馏塔通常分离塔顶的气体料流和塔底的常压渣油料流，中间侧取料流是石脑油、煤油、柴油和常压瓦斯油。这些侧取料流通常汽提以除去气体并冷却和泵回塔以除去热。通常将常压渣油塔底料流供入真空蒸馏塔以产生塔顶减压瓦斯油料流和塔底减压渣油料流。

吞吐量为每天20,000至50,000桶的模块化小型炼油厂越来越多地成为偏远地区的原油生产商的选择，特别是如果需要快速适应以满足当地需求和利用政府激励。

原油蒸馏塔为快速设计、供应和建造带来特别的挑战。例如，每天处理20,000桶原油、具有五种产品石脑油、煤油、柴油、常压瓦斯油和常压渣油的典型原油蒸馏塔通常为大约150英尺高和12英尺直径。由于其尺寸和重量，塔设备对运输到偏远地区带来挑战。典型的原油蒸馏塔还具有热交换器网络，其是分流、循环回流和产品冷却器的复杂网络。通过这种优化的热交换器网络实现的能量效率显著提高所需设计时间和降低运行单元的灵活性。

需要在偏远地区分馏原油料流的改进的方法。还需要可以运输到偏远地区的用于分馏原油料流的方法的设备。

概述

我们已经发现用于在偏远地区分馏原油料流的方法和装置。该原油蒸馏塔可以仅产生馏分油塔顶料流和减压渣油塔底料流。该塔能装在尺寸8.5英尺x 8.5英尺x 45英尺的联运集装箱(intermodal container)中并且能够加工每天50,000桶原油。

附图简述

图1是显示本发明的方法和装置的流程图。

图2是显示本发明的另一方法和装置的流程图。

定义

术语“连通”是指在列举的部件之间在操作上允许材料流。

术语“下游连通”是指流向下游连通的主体(subject)的至少一部分材料可在操作上来自与其连通的客体(object)。

术语“上游连通”是指从上游连通的主体流出的至少一部分材料可在操作上流向与其连通的客体。

术语“直接连通”是指来自上游部件的流在不由于物理分馏或化学转化而发生组成变化的情况下进入下游部件。

术语“塔”是指用于分离具有不同挥发性的一种或多种组分的蒸馏塔。除非另行指明，各塔包括在塔顶的冷凝器以使一部分塔顶料流冷凝并回流回塔顶。可以预热塔的进料。塔顶压力是在塔的蒸气出口的塔顶蒸气压力。塔底温度是液体塔底出口温度。除非另行指明，塔顶线路和塔底线路是指在任何回流或再沸回该塔的位置下游来自该塔的净线路。汽提塔省略塔底的再沸器并取而代之由流化惰性气态介质如蒸汽提供加热需求和分离动力。

本文所用的术语“真沸点”(TBP)是指一种用于测定材料的沸点的试验方法，其符合ASTM D-2892，用于生成可获得分析数据的标准化质量的液化气、馏分油馏分和渣油，并且通过质量和体积测定上述馏分的收率，由此在塔中使用15个理论塔板以5:1回流比生成温度vs馏出质量％的曲线图。

本文所用的术语“初沸点”(IBP)是指使用ASTM D-86样品开始沸腾的温度。

本文所用的术语“T5”或“T95”是指使用ASTM D-86视情况分别有5体积％或95体积％的样品沸腾的温度。

本文所用的术语“柴油沸程”是指使用TBP蒸馏法在132℃(270°F)至柴油分馏点(在343℃(650°F)至399℃(750°F)之间)的范围内沸腾的烃。

本文所用的术语“分离器”是指具有入口和至少塔顶蒸气出口和塔底液体出口并且还可能具有来自boot的水性料流出口的容器。闪蒸罐是一种类型的分离器，其可以与稍后可在更高压力下运行的分离器下游连通。

详述

原油蒸馏和炼制工艺使得能够模块化供应原油蒸馏塔。可以加热原油，然后在原油蒸馏塔中分离成仅两种液体产物。可以通过塔顶产物流速控制轻质和重质产物之间的分离。轻质和重质产物之间的分离质量取决于输入的原油料流的温度、塔内件效率、塔压力和汽提蒸汽添加(如果有的话)。通过与塔顶料流和塔底料流的热交换预热输入的原油料流以从塔顶料流和塔底料流中回收热。在一个实施方案中，可以在第一热交换器中从塔顶料流中冷凝出柴油范围的馏分油馏分并可以在第二热交换器中从通过第一热交换器未冷凝的气体料流中冷凝出石脑油范围的馏分。

用于炼制原油线路12中原油料流的方法和装置10显示在图1中。来自来源的原油可包含从井中采收的所有或一部分原油进料流。该原油料流可以是包含重油或沥青的重质烃料流。全沥青可包含树脂和沥青质，其是复杂的多核烃，增加原油的粘度并提高倾点。原油进料还可包括常规原油、煤馏油、渣油、焦油砂、页岩油、脱沥青油和沥青馏分。

该原油料流通常具有20至40API的API比重。蜡质原油料流通常具有超过25的更高API，但20℃至50℃的倾点。原油料流的粘度可以为在40℃下1至20,000cSt。原油可具有其中40至70体积％的料流在343℃(650°F)下沸腾的沸点范围。通常可以对原油线路12中的原油料流施以加热和油相与水相的分离以在分馏前将原油料流脱水。

线路12中的原油料流可以通过在塔顶热交换器14中与塔顶线路16中的塔顶馏分油料流热交换而被加热。这种热交换又通过与原油线路12中的原油料流热交换而冷却塔顶线路16中的塔顶馏分油料流。可以将加热原油线路18中的加热原油料流供入原油蒸馏塔30。在一个方面中，该加热原油料流可以通过在塔底热交换器20中与塔底线路22中的拔顶油(reduced crude)料流热交换而被进一步加热。塔底热交换器20中的原油料流的加热可以在塔顶热交换器中的加热之后。这种热交换又通过与加热原油线路12中的加热原油料流热交换而冷却塔底线路22中的拔顶油料流。可以将在二次加热原油线路24中的二次加热原油料流供入原油蒸馏塔30。在另一方面中，二次加热原油线路中的二次加热原油料流可在火焰加热器26中进一步加热以提供塔进料线路28中的火焰加热原油料流。然后可以将该火焰加热原油料流在塔进料线路28中供入原油蒸馏塔30。代替或补充在火焰加热器26中燃烧该原油料流，可以通过由汽提线路32添加的蒸汽或其它惰性气体向原油蒸馏塔30供热以提供足够的蒸馏热需求。

在原油蒸馏塔中，在288℃(550°F)至371℃(700°F)，优选316℃(600°F)至357℃(675°F)的分馏点将加热、二次加热或火焰加热原油料流分馏以提供塔顶线路16中的塔顶馏分油料流和塔底线路22中的拔顶油料流。在该原油蒸馏装置(crude unit)中不需要塔顶馏分油料流和拔顶油料流之间的清晰分离，因为在后续转化单元下游的分馏提供满足最终产品规范的机会。

由于原油蒸馏塔30仅产生两个料流，该原油蒸馏塔只需要3-6个理论阶段，这可以在小于12.2米(40英尺)高度中实现。由于不需要这两个分馏料流之间的清晰分离，原油蒸馏塔30可对每天分馏多达7,949立方米(50,000桶)原油的塔而言被设计成小于2.5米(8.5英尺)的直径。该原油蒸馏塔可装在标准联运集装箱2.5米x 2.5米x 12.2米(8.5英尺x 8.5英尺x45英尺)中。这使得能够运输到非常偏远和内陆地区。但是，这种原油比率(crude rate)大到足以使炼油厂获益于规模经济。

原油蒸馏塔压力可以在344kPa(表压)(50psig)至689kPa(表压)(100psig)之间而非通常略高于大气压。较高压力降低该塔的上段中的蒸气体积，以使塔直径降低。但是，较低压力可能改进馏分油和渣油馏分之间的分离。

将通往原油蒸馏塔30的底部的汽提线路32中的蒸汽率最小化以小于典型的28千克蒸气/立方米塔底线路22中的拔顶油(10lb蒸汽/bbl塔底物)。在一个方面中，蒸汽率小于14千克蒸气/立方米塔底线路22中的拔顶油(5lb蒸汽/bbl塔底物)。在进一步方面中，消除了蒸汽率。但是加入汽提蒸汽可改进馏分油和渣油馏分之间的分离。

选择塔内件34以使经过原油蒸馏塔30的顶段的蒸气体积流速最大化。在一个方面中，塔内件34可包含无规则填料。塔内件34优选包含结构化填料。经过原油蒸馏塔30的最大原油吞吐量取决于原油的馏分油含量和馏分油和拔顶油馏分之间的所需分离度。可以通过选择具有较高液力容量(hydraulic capacity)的塔内件34、通过提高塔压力或通过降低或消除汽提蒸汽率提高该塔的吞吐量。

不需要从原油蒸馏塔30的侧面取出侧流。相应地，不在侧流汽提塔中汽提侧流并且不将侧流冷却和泵回原油蒸馏塔30。消除泵送回路并且只有唯一的塔顶分离需要回流。因此，在进料线路28中供入原油蒸馏塔30的所有材料在分馏后经塔顶线路16或塔底线路22离开原油蒸馏塔30。

塔顶线路16中的塔顶馏分油料流通过在塔顶热交换器14中热交换而被冷却并冷凝。将线路38中的冷却塔顶馏分油料流输送到塔顶接收器40。在塔顶接收器40中的分离提供塔顶气体线路42中的塔顶气体料流和线路44中的液体馏分油料流。可以运行该塔以最小化或消除塔顶气体线路42中的气体塔顶料流的流速。将线路44中的液体馏分油料流的回流部分回流回原油蒸馏塔30并在净馏分油线路46中取出净馏分油料流。通过线路46上的控制阀46a控制的经过净馏分油线路46的塔顶产物取出流速调节塔顶线路16中的塔顶馏分油料流和塔底线路22中的拔顶油料流之间的分离。

在一个方面中，净馏分油线路46中的净馏分油料流可包括石脑油、煤油和柴油馏分。净馏分油料流可以一起在加氢处理反应器50中加氢处理。可以将来自氢气线路60的线路52中的加氢处理氢气料流添加到可能在火焰加热器54中加热净馏分油料流46中并在加氢处理器进料线路56中供入加氢处理反应器50。

加氢处理是使氢气在主要具有从烃原料中除去杂原子，如硫、氮和金属的活性的加氢处理催化剂存在下与烃接触的工艺。在加氢处理中，可以使具有双键和三键的烃饱和。也可以使芳烃饱和。

加氢处理反应器50可包含加氢处理催化剂床58。可以在加氢处理催化剂的保护床后接着一个或多个更高质量的加氢处理催化剂床。保护床过滤微粒并吸取烃进料流中的使催化剂失活的污染物，如金属，如镍、钒、硅和砷。该保护床可包含与加氢处理催化剂类似的材料。可以在加氢处理反应器50中用少量加氢裂化催化剂清除来自原油蒸馏塔30的净馏分油料流上的重质尾料(heavy tail)。可以在加氢处理反应器50中的催化剂床58之间的级间位置加入在加氢处理补充氢气线路62中的补充氢气。

适用于该加氢处理反应器的加氢处理催化剂是任何已知的常规加氢处理催化剂并包括在高表面积载体材料，优选氧化铝上由至少一种第VIII族金属，优选铁、钴和镍，更优选钴和/或镍和至少一种第VI族金属，优选钼和钨构成的那些。其它合适的加氢处理催化剂包括沸石催化剂。在加氢处理反应器50中可以使用多于一种类型的加氢处理催化剂。第VIII族金属通常以2至20重量％，优选4至12重量％的量存在。第VI族金属通常以1至25重量％，优选2至25重量％的量存在。

加氢处理反应器50中的优选反应条件包括290℃(550°F)至455℃(850°F)，合适地316℃(600°F)至427℃(800°F)，优选343℃(650°F)至399℃(750°F)的温度、2.1MPa(表压)(300psig)，优选4.1MPa(表压)(600psig)至20.6MPa(表压)(3000psig)，合适地13.8MPa(表压)(2000psig)，优选12.4MPa(表压)(1800psig)的压力、0.1hr^-1，合适地0.5hr^-1至10hr^-1，优选1.5至8.5hr^-1的新鲜烃质原料的液时空速和168Nm³/m³(1,000scf/bbl)至1,011Nm³/m³油(6,000scf/bbl)，优选168Nm³/m³油(1,000scf/bbl)至674Nm³/m³油(4,000scf/bbl)的氢气率，使用加氢处理催化剂或加氢处理催化剂的组合。

加氢处理器进料线路56中的净馏分油料流在第一加氢处理反应器50中经加氢处理催化剂加氢处理以提供加氢处理料流，其在加氢处理流出物线路70中离开第一加氢处理反应器50。该加氢处理料流可以在冷却和减压的同时分离，汽提出酸性气体并分馏成石脑油、煤油和柴油产物料流。与加氢处理料流分离的氢气可以净化掉氨和硫化氢，压缩并在线路52中再循环回去。

线路22中的拔顶油料流可以在柴油分馏点或以下加氢裂化成产物。塔底线路22中的拔顶油料流可以通过在热交换器20中与线路18中的原油进料流热交换而被冷却以提供冷却拔顶油线路72中的冷却拔顶油料流。冷却拔顶油线路72中的冷却拔顶油料流可含有重金属。在一个方面中，该冷却拔顶油料流可以在重金属减少单元74中经过任选处理以除去硫、氮和重金属。在另一方面中，将整个冷却拔顶油料流供入加氢裂化反应器80。

任选重金属减少单元74可包含一个或多个单元以除去重金属，如例如US 8,231,775B2中教导的真空蒸馏塔；例如US 9,284,499B2中教导的溶剂脱沥青单元；例如US 8,608,950B2中教导的离子液体渣油萃取单元；和例如US 9,181,500B2中教导的渣油加氢处理单元。纯化拔顶油料流在纯化线路76中离开重金属减少单元74并输送到加氢裂化反应器80。在线路78中从重金属减少单元74中除去富重金属料流。

可以将来自氢气线路60的线路82中的加氢裂化氢气料流添加到可能在火焰加热器84中加热的在冷却拔顶油线路72或纯化线路76中的拔顶油料流中并在加氢裂化器进料线路86中供入加氢裂化反应器80。

加氢裂化是烃在氢气存在下裂化成较低分子量烃的工艺。加氢裂化反应器80可以是固定床反应器，其包含一个或多个容器、在各容器中的单个或多个催化剂床84和在一个或多个容器中的加氢处理催化剂、加氢异构化催化剂和/或加氢裂化催化剂的各种组合。加氢裂化反应器80可以在传统连续气相、连续液相、移动床或流化床加氢操作反应器中运行。

加氢裂化反应器80包含多个加氢裂化催化剂床88。如果加氢裂化反应器前没有重金属减少单元74，加氢裂化反应器80中的第一催化剂床84可包括用于拔顶油料流的脱金属、脱硫或脱氮的加氢处理催化剂，然后在加氢裂化反应器80中的后续容器或催化剂床88中借助加氢裂化催化剂加氢裂化。或者，第一加氢裂化反应器80中的第一或上游床可包含加氢裂化催化剂床88。

加氢裂化器进料线路86中的加氢裂化拔顶油进料流在加氢裂化催化剂床88中在加氢裂化氢气料流存在下经加氢裂化催化剂加氢裂化以提供加氢裂化料流。可以在加氢裂化反应器80中的催化剂床88之间的级间位置加入在加氢裂化补充氢气线路92、94中的补充氢气，因此离开上游催化剂床84的加氢裂化流出物在进入下游催化剂床88之前与补充氢气混合。

加氢裂化反应器80可提供将至少20体积％，通常大于60体积％的在加氢裂化器进料线路86中的加氢裂化进料流转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率。加氢裂化反应器80可以在基于总转化计进料大于30体积％的部分转化或至少90体积％的完全转化下运行。加氢裂化反应器80可以在提供20至60体积％，优选20至50体积％的将烃进料流转化成沸点低于柴油分馏点的产物的总转化率的缓和加氢裂化条件下运行。

如果需要缓和加氢裂化以产生中间馏分油和汽油的平衡，加氢裂化催化剂可使用与一种或多种第VIII族或第VIB族金属氢化组分结合的无定形二氧化硅-氧化铝基底或低水平沸石基底。另一方面，当中间馏分油在转化产物中比汽油生产明显希望时，可以在加氢裂化反应器80中用通常包含任何结晶沸石裂化基底(在其上沉积第VIII族金属氢化组分)的催化剂进行部分或完全加氢裂化。与沸石基底结合的附加氢化组分可选自第VIB族。

沸石裂化基底在本领域中有时被称作分子筛并通常由二氧化硅、氧化铝和一种或多种可交换阳离子，如钠、镁、钙、稀土金属等构成。它们的特征进一步在于具有4至14埃(10^-10米)的相对均匀直径的晶体孔隙。优选使用具有3至12的相对较高二氧化硅/氧化铝摩尔比的沸石。自然界中发现的合适沸石包括，例如，丝光沸石、辉沸石、片沸石、镁碱沸石(ferrierite)、环晶石(dachiardite)、菱沸石、毛沸石和八面沸石。合适的合成沸石包括，例如，B、X、Y和L晶体类型，例如合成八面沸石和丝光沸石。优选的沸石是具有8至12埃(10^-10米)的晶体孔隙直径的那些，其中二氧化硅/氧化铝摩尔比为4至6。属于优选类别的沸石的一个实例是合成Y分子筛。

天然存在的沸石常以钠形式、碱土金属形式或混合形式存在。合成沸石几乎总是首先以钠形式制成。在任何情况下，为了用作裂化基底，大部分或所有原始沸石一价金属优选与多价金属和/或与铵盐离子交换，随后加热以分解与沸石缔合的铵离子，在它们的位置留下氢离子和/或实际上已通过进一步除水而去阳离子的交换位点。这种性质的氢或“去阳离子的”Y沸石更特别描述在US 3,130,006中。

可以通过首先与铵盐离子交换、随后与多价金属盐部分反交换和随后煅烧来制备混合多价金属-氢沸石。在一些情况下，如在合成丝光沸石的情况下，可以通过碱金属沸石的直接酸处理制备氢形式。一方面，优选的裂化基底是基于初始离子交换容量计欠缺至少10重量％，优选至少20重量％金属阳离子的那些。另一方面，合意和稳定的沸石类型是其中至少20重量％的离子交换容量由氢离子满足的沸石。

在本发明的优选第一加氢裂化催化剂中用作氢化组分的活性金属是第VIII族的那些，即铁、钴、镍、钌、铑、钯、锇、铱和铂。除这些金属外，也可以与它们一起使用其它助催化剂，包括第VIB族金属，例如钼和钨。该催化剂中氢化金属的量可以在宽范围内变动。一般而言，可以使用0.05重量％至30重量％之间的任何量。在贵金属的情况下，通常优选使用0.05至2重量％贵金属。

前述催化剂可以以未稀释形式使用，或可以将粉状催化剂以5至90重量％的比例与其它相对较不活性的催化剂、稀释剂或粘结剂，如氧化铝、硅胶、二氧化硅-氧化铝共凝胶、活化粘土等混合并共成丸。这些稀释剂可以就这样使用，或它们可含有次要比例的外加氢化金属，如第VIB族和/或第VIII族金属。在本发明的方法中还可以使用附加的金属助催化的加氢裂化催化剂，其包含例如铝磷酸盐分子筛、结晶铬硅酸盐和其它结晶硅酸盐。结晶铬硅酸盐更充分描述在US 4,363,718中。

通过一种方法，加氢裂化条件可包括290℃(550°F)至468℃(875°F)，优选343℃(650°F)至445℃(833°F)的温度，4.8MPa(表压)(700psig)至20.7MPa(表压)(3000psig)的压力，0.4至小于2.5hr^-1的液时空速(LHSV)和421Nm³/m³(2,500scf/bbl)至2,527Nm³/m³油(15,000scf/bbl)的氢气率。如果需要缓和加氢裂化，条件可包括315℃(600°F)至441℃(825°F)的温度，5.5MPa(表压)(800psig)至13.8MPa(表压)(2000psig)或更通常6.9MPa(表压)(1000psig)至11.0MPa(表压)(1600psig)的压力，0.5至2hr^-1，优选0.7至1.5hr^-1的液时空速(LHSV)和421Nm³/m³油(2,500scf/bbl)至1,685Nm³/m³油(10,000scf/bbl)的氢气率。

加氢裂化料流可在线路90中离开加氢裂化反应器80并可以在冷却和减压的同时分离，汽提出酸性气体并分馏成石脑油、煤油和柴油产物料流。未转化的油可以再循环到加氢裂化反应器80或进给到流化催化裂化单元。与加氢裂化料流分离的氢气可以净化掉氨和硫化氢，压缩并在氢气线路82中再循环回去。来自原油蒸馏塔30的拔顶油料流中的轻馏分会经过加氢裂化反应器80并且不造成燃料收率的显著总损失。

图2是图1的替代性装置和方法10’，其将馏分油塔顶料流分离成轻和重馏分油料流。图2中的许多元件具有与图1中相同的配置并带有相同标号。与图1中的元件对应但具有不同配置的图2中的元件带有与图1中相同的标号但用引号(‘)标记。

在图2的实施方案中，净馏分油线路46’中的净馏分油料流包含重馏分油料流，其在如对图1所述的馏分油加氢处理反应器50’中加氢处理。但是，塔顶气体线路42’中的塔顶气体料流通过在塔顶气体热交换器100中热交换而被冷却并冷凝。将线路102中的冷却塔顶气体料流输送到塔顶气体接收器104。在塔顶气体接收器104中的分离提供排气线路106中的排气料流和轻馏分油线路108中的包含石脑油的液体轻馏分油料流。

在一个方面中，塔顶气体料流通过与原油线路12’中的原油料流热交换而被冷却，由此冷却塔顶气体线路42’中的塔顶气体料流和加热原油料流，然后使加热原油料流与塔顶线路16中的塔顶馏分油料流热交换。一次加热原油线路110中的加热原油料流将加热原油料流从塔顶气体热交换器100输送到塔顶热交换器14’并且该加热原油料流与塔顶线路16中的塔顶馏分油料流热交换以进一步加热一次加热原油线路110中的加热原油料流并冷却线路16中的馏分油塔顶料流。线路18’中的二次加热原油料流从塔顶热交换器14’输送到塔底热交换器20。在原油料流与线路16中的塔顶馏分油料流热交换后，塔底线路22中的拔顶油料流通过与线路18’中的二次加热原油料流热交换而被冷却。来自塔底热交换器20的三次加热原油线路24中的三次加热原油料流随后如对图1解释的加工。

在一个方面中，与在重质加氢处理反应器50’中加氢处理的线路46’中的重馏分油料流分开，轻馏分油线路108中的轻馏分油料流在轻质加氢处理反应器120中加氢处理。可以将来自氢气线路60的线路122中的轻质加氢处理氢气料流在轻馏分油线路108中的轻馏分油料流中，可能在火焰加热器124中加热，并在轻质加氢处理器进料线路126中供入轻质加氢处理反应器120。

轻质加氢处理反应器120可包含加氢处理催化剂床128。可以在加氢处理催化剂的保护床后接着一个或多个更高质量的加氢处理催化剂床。保护床过滤微粒并吸取烃进料流中的使催化剂失活的污染物，如金属，如镍、钒、硅和砷。该保护床可包含与加氢处理催化剂类似的材料。可以在轻质加氢处理反应器120中用少量加氢裂化催化剂清除来自原油蒸馏塔30的净馏分油料流上的重质尾料。

可以在轻质加氢处理反应器120中的催化剂床128之间的级间位置加入在加氢处理补充氢气线路130中的补充氢气。轻质加氢处理反应器120中的加氢处理催化剂和运行条件可以与加氢处理反应器50’中的加氢处理催化剂相同或不同。

轻质加氢处理器进料线路126中的轻质馏分油料流在轻质加氢处理反应器120中经加氢处理催化剂加氢处理以提供轻质加氢处理料流，其在轻质加氢处理流出物线路132中离开轻质加氢处理反应器120。该加氢处理料流可以在冷却和减压的同时分离，汽提出酸性气体并分馏成石脑油、煤油和柴油产物料流。与轻质加氢处理料流分离的氢气可以净化掉氨和硫化氢，压缩并在线路122中再循环回去。

图2的其余部分如对图1所述。

具体实施方案

尽管下面联系具体实施方案进行描述，但要理解的是，该描述意在举例说明而非限制上文的描述和所附权利要求书的范围。

本发明的第一实施方案是一种炼制原油料流的方法，其包含在原油塔中在550°F至700°F的分馏点分馏原油料流以提供塔顶线路中的塔顶馏分油料流和塔底线路中的拔顶油料流；冷却所述塔顶馏分油料流和冷凝所述塔顶馏分油料流以提供净馏分油料流和塔顶气体料流；和使所述拔顶油料流与所述原油料流热交换；其中进入所述塔的所有进料在分馏后经塔顶线路或塔底线路离开。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中至少40体积％的原油料流在343℃下沸腾。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含通过与所述原油料流热交换而冷却所述塔顶馏分油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含在所述原油料流与所述塔顶馏分油料流热交换后通过使其与所述原油料流热交换而冷却所述拔顶油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述净馏分油料流包含重馏分油料流并进一步包含冷却所述塔顶气体料流以提供轻馏分油料流和排气料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含在所述原油料流与所述塔顶馏分油料流热交换之前通过与所述原油料流热交换而冷却所述塔顶气体料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含在所述原油料流与所述塔顶馏分油料流热交换后通过使其与所述原油料流热交换而冷却所述拔顶油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢处理所述净馏分油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢裂化所述拔顶油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第一实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢处理所述重馏分油料流和所述轻馏分油料流。

本发明的第二实施方案是一种炼制原油料流的方法，其包含在原油塔中在600°F至700°F的分馏点分馏原油料流以提供塔顶线路中的塔顶馏分油料流和塔底线路中的拔顶油料流；通过与所述原油料流热交换而冷却所述塔顶馏分油料流和冷凝所述塔顶馏分油料流以提供净馏分油料流和塔顶气体料流；和使所述拔顶油料流与所述原油料流热交换；其中进入所述塔的所有进料在分馏后经塔顶线路或塔底线路离开。本发明的一个实施方案是从这一段中的第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中40至70体积％的原油料流在343℃下沸腾。本发明的一个实施方案是从这一段中的第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述净馏分油料流包含重馏分油料流并进一步包含冷却所述塔顶气体料流以提供轻馏分油料流和排气料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢处理所述净馏分油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢裂化所述拔顶油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第二实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含加氢处理所述重馏分油料流和所述轻馏分油料流。

本发明的第三实施方案是一种炼制原油料流的方法，其包含在原油塔中分馏原油料流以提供塔顶线路中的塔顶馏分油料流和塔底线路中的拔顶油料流；冷却所述塔顶馏分油料流和冷凝所述塔顶馏分油料流以提供净馏分油料流和塔顶气体料流；使所述拔顶油料流与所述原油料流热交换；加氢处理所述净馏分油料流；和加氢裂化所述拔顶油料流；其中进入所述塔的所有进料在分馏后经塔顶线路或塔底线路离开。本发明的一个实施方案是从这一段中的第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其进一步包含在600°F至700°F的塔顶馏分油料流和拔顶油料流之间的分馏点。本发明的一个实施方案是从这一段中的第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中所述净馏分油料流包含重馏分油料流并进一步包含冷却所述塔顶气体料流以提供轻馏分油料流和排气料流；和加氢处理所述重馏分油料流和所述轻馏分油料流。本发明的一个实施方案是从这一段中的第三实施方案引申出的这一段中的一个、任一或所有在先实施方案，其中至少40体积％的原油料流在343℃下沸腾。

无需进一步详述，相信利用上文的描述，本领域技术人员可以最大限度地利用本发明并容易确定本发明的基本特征，在不背离其精神和范围的情况下，作出本发明的各种变动和修改并使其适应各种用途和条件。因此，上述优选的具体实施方案应被解释为仅示例性的而非以任何方式限制本公开的其余部分，并意在涵盖所附权利要求书的范围内所含的各种修改和等效布置。

除非另行指明，在上文中，所有温度以摄氏度阐述，且所有份数和百分比按重量计。