制备烯烃和芳烃的制作方法

制备烯烃和芳烃
1.相关申请的交叉引用
2.本技术要求于2020年12月28日提交的美国临时专利申请第63/130958号的优先权权益，其全部内容通过引用整体并入本文。
发明领域
3.本发明一般涉及用于制备烯烃和芳烃的系统和方法。更具体地，本发明涉及用于使用经临氢加工的热解油和/或原油的至少部分馏分制备烯烃和芳烃的系统和方法。
4.发明背景
5.石脑油裂解是化工行业生产烯烃和芳烃最常用的工艺之一。在过去几十年中，原油的其他馏分，包括常压渣油、减压瓦斯油和石脑油/凝析油已被用作裂解单元的进料。其他物质，包括衍生自塑料的热解油，也被用作用于裂解生产烯烃和芳烃的进料。
6.一般来说，裂解包括流化催化裂解和蒸汽裂解。流化催化裂解是化工行业生产烯烃和芳烃的常用工艺。然而，轻质气体烯烃和芳烃等高苛刻度化学品的产率取决于进料中的氢含量，而对于典型的常压渣油或减压瓦斯油，其氢含量不足，约为12重量％至12.5重量％，这限制了生产高价值化学品的可能性。第二个问题是，贫氢进料会形成较多的焦炭，这会限制催化剂的活性，降低高价值化学品的产量。因此，有必要对这些贫氢进料进行升级，以便在通过流化催化裂解单元进行加工时，有助于获得更高产率的高价值化学品。对于石脑油/凝析油的蒸汽裂解，与沸程较低的进料相比，沸程较高的进料生产的乙烯含量相对较低，导致蒸汽裂解工艺的经济效益较低，同时生产的燃料油较多。因此，为了提高经济效益，希望加工沸程较低的进料，这样有可能生成更多的轻质气体烯烃和更少的燃料油。
7.因此，鉴于常规系统和方法至少存在上述缺点，需要在该领域进行改进。
8.发明概述
9.发现了解决上述与裂解烃的系统和方法有关的至少某些问题的办法。该解决办法在于包括对从塑料和/或原油的至少部分馏分中获得的热解油进行临氢加工的方法。这有利于将重质馏分如常压渣油和减压瓦斯油转化为饱和原油馏分(如饱和常压渣油和饱和减压瓦斯油)，从而最大限度地减少裂解过程中进料结焦引起的问题。此外，还可生产塑料衍生热解油，并将其进料至临氢加工单元，使热解油饱和并除去热解油中的氯以及其他杂原子污染物。经临氢加工的热解油可用作裂解工艺的部分进料，从而提高塑料的再利用价值。此外，临氢加工可在临氢加工单元(如固定床临氢加工单元、沸腾床临氢加工单元或浆料临氢加工单元)中进行，其运行压力低于100巴的表压，并通过结合使用溶解催化剂和固定床催化剂来强化临氢加工，以提供彻底的氢化以及通过分子催化剂进入较难进入的位点，从而提高临氢加工转化率。此外，用于临氢加工的临氢加工单元可在加氢裂解模式和/或加氢处理模式下运行，并通过从工艺中以焦炭形式除去一定量的碳，优化氢气消耗。因此，本发明的方法至少为与常规的烃裂解方法和系统相关的一些问题提供了技术方案。
10.本发明的实施方案包括加工烃的方法。该方法包括在临氢加工单元中，在足以产生裂解器进料流的反应条件下对包含(1)从塑料获得的热解油和(2)来自原油蒸馏单元的
至少部分馏分的烃流进行临氢加工。该方法包括在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。
11.本发明的实施方案包括加工烃的方法。该方法包括在临氢加工单元中，在足以产生经临氢加工的液体流的反应条件下对来自原油蒸馏单元的液体馏分进行临氢加工。该方法包括混合经临氢加工的液体流和从塑料中获得的热解油，以形成裂解器进料流。该方法包括在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。
12.本发明的实施方案包括加工烃的方法。该方法包括在固定床或流化床催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流。该方法包括在临氢加工单元中对热解油流和原油或原油馏分进行临氢加工，以产生裂解器进料流。该方法包括在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。
13.本发明的实施方案包括加工烃的方法。该方法包括在固定床或流化催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流。该方法包括在临氢加工单元中对热解油流进行临氢加工，以产生经临氢加工的热解油流。该方法包括将经临氢加工的热解油流与原油或原油馏分混合，以产生裂解器进料流。该方法包括在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。
14.以下包括本说明书中使用的各种术语和短语的定义。
15.术语“大约”或“近似”被定义为本领域普通技术人员所理解的接近于。在一个非限制性实施方案中，该术语定义为偏差在10％以内，优选5％以内，更优选1％以内，最优选0.5％以内。
16.术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别指基于包含组分的材料总重量、总体积或总摩尔数的该组分的重量、体积或摩尔百分比。在一个非限制性实例中，100摩尔材料中的10摩尔组分是10摩尔％的组分。
17.术语“基本上”被定义为包括偏差在10％以内、5％以内、1％以内或0.5％以内的范围。
18.当在权利要求书和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”包括用以实现期望的结果的任何可测量的减少或完全抑制。
19.作为在本说明书和/或权利要求书中所使用的术语，术语“有效的”表示适于实现希望的、期望的或预期的结果。
20.当与权利要求书或说明书中的术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，在元素前不使用数字可以表示“一个”，但是它也与“一个或多个”、“至少一个”和“一个或多
于一个”的含义一致。
21.词语“包含”、“包括”、“具有”或“含有”都是包容性的或开放的并且不排除其他未提及的要素或方法步骤。
22.本发明的方法可以“包含”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物等、或“基本上组成为”或“组成为”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物等。
23.在说明书和/或权利要求书中使用的术语“主要”是指大于50重量％、50摩尔％和50体积％中的任何一个。例如，“主要”可包括50.1重量％至100重量％及其之间的所有值和范围，50.1摩尔％至100摩尔％及其之间的所有值和范围，或50.1体积％至100体积％及其之间的所有值和范围。
24.根据以下附图、详细说明和实施例，本发明的其他目的、特征和优点将变得显而易见。然而，应该理解的是，附图、详细说明和实施例虽然表明了本发明的具体实施方案，但是仅以说明的方式给出，并不意味着限制。另外，预期根据该详细描述，本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员而言将变得显而易见。在其他实施方案中，来自特定实施方案的特征可以与来自其他实施方案的特征组合。例如，来自一个实施方案的特征可以与来自任何其他实施方案的特征组合。在其他实施方案中，可以将附加特征添加到本文描述的特定实施方案中。
25.附图的简要说明
26.为了更完整地理解，现结合附图参考以下描述，其中：
27.图1a示出了根据本发明实施方案的用于在流化催化裂解单元中加工烃进料的第一系统的示意图；
28.图1b示出了根据本发明实施方案的用于在流化催化裂解单元中加工烃进料的第二系统的示意图；
29.图1c示出了根据本发明实施方案的用于在流化催化裂解单元中加工烃进料的第三系统的示意图；
30.图2a示出了根据本发明实施方案的用于在蒸汽裂解单元中加工烃进料的第一系统的示意图；
31.图2b示出了根据本发明实施方案的用于在蒸汽裂解单元中加工烃进料的第二系统的示意图；
32.图2c示出了根据本发明实施方案的用于在蒸汽裂解单元中加工烃进料的第三系统的示意图；
33.图3a示出了根据本发明实施方案的可以在图1a和/或图1b所示系统中实现的烃进料加工方法的示意性流程图；
34.图3b示出了根据本发明实施方案的可以在图1c所示系统中实现的烃进料加工方法的示意性流程图；
35.图3c示出了根据本发明实施方案的可以在图2a和/或图2b所示系统中实现的烃进料加工方法的示意性流程图；和
36.图3d示出了根据本发明实施方案的可以在图2c所示系统中实现的烃进料加工方法的示意性流程图。
37.发明的详细说明
38.目前，烃裂解技术存在几个缺点。高苛刻度化学品如轻质气体烯烃和芳烃的产率通常取决于进料中的氢含量，对于典型的常压渣油或减压瓦斯油，其氢含量不足，约为12重量％至12.5重量％，这限制了生产高产率的高价值化学品的可能性。第二个问题是，贫氢进料会形成较多的焦炭，这会限制催化剂的活性，降低高价值化学品的产量。因此，有必要对这些贫氢进料进行升级，以便在通过流化催化裂解单元加工时获得更高产率的高价值化学品。对于石脑油/凝析油的蒸汽裂解，与沸程较低的进料相比，沸程较高的进料生产的乙烯含量相对较低，导致蒸汽裂解工艺的经济效益较低，同时生产的燃料油较多。因此，为了提高经济效益，希望加工沸程较低的进料，这样有可能生成更多的轻质气体烯烃和更少的燃料油。本发明至少为其中一些问题提供了解决方案。该解决方案基于对从塑料和/或原油的至少部分馏分获得的热解油进行临氢加工的方法。该方法被配置为通过将重质馏分如常压渣油和减压瓦斯油转化为饱和轻质原油馏分(如主要在低于350℃的饱和常压馏分)，最大程度地减少了裂解过程中进料结焦引起的问题。此外，塑料衍生的热解油可在临氢加工单元中进行加工，使热解油饱和，除去热解油中的氯，并将热解油裂解为分子量较低的液体组分。经临氢加工的热解油可用作裂解工艺的部分进料，从而提高废塑料的价值。此外，临氢加工可在临氢加工单元(如固定床临氢加工单元、沸腾床临氢加工单元或浆料临氢加工单元)中进行。临氢加工单元被配置为在低于100巴的表压下运行，并通过使用溶解催化剂和常规临氢加工催化剂例如固定床催化剂的组合来强化临氢加工，以提供彻底的氢化以及通过分子催化剂进入较难进入的位点，从而提高临氢加工转化率。此外，用于临氢加工的临氢加工单元可以在加氢裂解模式和/或加氢处理模式下运行，并通过以焦炭形式除去一定量的碳，优化氢气消耗。本发明的这些和其他非限制性方面将在以下章节中进一步详细讨论。
39.a.用于加工烃的系统
40.在本发明的实施方案中，用于加工烃的系统可包括临氢加工单元和裂解单元。参照图1a，示出了用于加工烃的系统10的示意图。
41.根据本发明的实施方案，系统10包括蒸馏单元101(例如，原油蒸馏单元(cdu))，其被配置为蒸馏原油流11的原油以产生包含原油馏分的第一进料流12。在本发明的实施方案中，第一进料流12包含常压渣油和/或减压瓦斯油(ar/vgo)。在本发明的实施方案中，蒸馏单元101包括常压蒸馏塔。
42.根据本发明的实施方案，系统10包括挤出机102，其被配置为加工塑料以产生第一中间塑料流13，该第一中间塑料流13包含分子量为5000至10000的烃蜡流。在本发明的实施方案中，一种或多于一种解聚添加剂任选地与挤出机102中的塑料混合。解聚添加剂可包括解聚促进剂/有机金属化合物、裂解催化剂、或其组合。解聚促进剂/有机金属化合物包括金属辛酸盐、金属环烷酸盐、金属硬脂酸盐、茂金属、或其组合。有机金属化合物中的金属包括ni、mo、co、w、过渡金属、或其组合。固体催化剂/添加剂可被配置为加速挤出机中的解聚率，以便在缩短停留时间的情况下实现目标分子量的降低。示例性固体催化剂/添加剂可包括无机氧化物、包括zsm-5的铝硅酸盐、x型沸石、y型沸石、usy-沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、分子筛、及其组合。在本发明的实施方案中，液体催化剂/添加剂和/或固体催化剂/添加剂被配置为清除氯化物，提高直链烃而不是支链烃的产量。金属负载的铝硅酸盐有助于清除氯化物，并提高直链烃而不是支链烃的产量。在本发明的实施方案中，挤出机102包括挤出机/螺旋钻/双螺杆反应器、进
料室中的活塞、截止和进料型的岐管、或其组合。在本发明的实施方案中，挤出机102是连续加料装置。根据本发明的实施方案，该加料装置配备有自动阀门系统。自动阀门系统可被配置为气体加压排放，以基于定时器的脉冲模式运行，以模拟连续加料。连续式螺杆进料器用于计量塑料至挤出机固体料斗的流量。固体料斗下方的阀门在运行期间保持开启，仅在维护时关闭。计量进料器的设计理念包括，对于挤出机中不同的停留时间，固体料斗不会积聚固体并且挤出机的通过量由计量进料器控制。也可使用带旋转阀装置的加压料斗代替螺杆进料器向挤出机102进料，其设置为基于定时器操作运行(模拟连续流动)。旋转阀的定时器可根据不同的停留时间调节挤出机的不同进料速率。
43.第三种方案是，加压料斗出口有两个通过管道串联的基于定时器操作的电磁阀，用于向挤出机进料的固体料斗进料。电磁阀的运行方式是，在任何给定的时间点，一个电磁阀处于打开状态，例如，如果料斗正下方的电磁阀处于打开状态，则下一个电磁阀处于关闭状态，以允许填充电磁阀之间的管道。一定时间后，第一电磁阀关闭，第二电磁阀打开，将塑料送入挤出机的固体料斗。这些电磁阀的开关频率将决定进料速率，从而决定塑料在挤出机中的停留时间。这是截止和岐管型自动化阀的实例。挤出机可以具有单螺杆、左旋螺杆、右旋螺杆、中性螺杆、捏合螺杆、多螺杆、啮合的同向旋转或反向旋转螺杆、非啮合的同向旋转或反向旋转螺杆、往复式螺杆、带销钉的螺杆、带筛网的螺杆、带销钉的机筒、轧辊、滑枕、螺旋转子、共捏合机、圆盘包装加工器、各种其他类型的挤出设备，或包括至少一种上述设备的组合。挤出机机筒中的塑料进料可通过沿挤出机机筒长度方向布置的一个或多于一个加热器进行加热。在挤出机机筒中，塑料进料可以被加热、熔化和解聚，以形成烃蜡。在某些方面，挤出机机筒中的塑料进料可在300℃至500℃的温度下解聚，或在至少以下任意一项、等于以下任意一项、或介于以下任意两项之间的温度下解聚：300℃、320℃、340℃、360℃、380℃、400℃、420℃、440℃、450℃、480℃和500℃。塑料在挤出机中的停留时间可以少于一小时，例如1分钟至15分钟。在某些方面，挤出机可以包含一个或多于一个排气口，其被配置为将一种或多于一种气体引入和/或排出挤出机机筒。塑料熔体和/或烃蜡可以通过模头从挤出机挤出。
44.根据本发明的实施方案，挤出机102的出口与催化裂解单元103的入口流体连通，从而第一中间塑料流13从挤出机流向催化裂解单元103。在本发明的实施方案中，催化裂解单元103被配置为裂解第一中间塑料流13，以生产包含烷烃、异构烷烃、烯烃、环烷和芳烃的热解油流14。在本发明的实施方案中，催化裂解单元103包括固定床反应器、流化床反应器、搅拌罐反应器、回转窑，优选固定床反应器和连续搅拌罐反应器。在本发明的实施方案中，催化裂解单元103包括包含zsm-5、金属负载的zsm-5、排出液催化裂解催化剂、或其任意组合的催化剂。
45.根据本发明的实施方案，蒸馏单元101的出口与临氢加工单元104的入口流体连通，使得第一进料流12从蒸馏单元101流向临氢加工单元104。在本发明的实施方案中，催化裂解单元103的出口与临氢加工单元104的入口流体连通，从而热解油流14从催化裂解单元103流向临氢加工单元104。临氢加工单元104被配置为对第一进料流12和/或热解油流14中的烃进行加氢处理和/或加氢裂解，以产生包含经临氢加工的原油馏分和经临氢加工的热解油的裂解器进料流15。在本发明的实施方案中，临氢加工包括从热解油流14中除去至少一些氯。在本发明的实施方案中，临氢加工单元104可以包括固定床临氢加工单元、沸腾床
临氢加工单元或浆料临氢加工单元。临氢加工单元104中可配置加氢处理催化剂和/或加氢裂解催化剂。示例性加氢处理催化剂可包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、及其组合。示例性加氢裂解催化剂可包括氧化铝、二氧化硅、铝硅酸盐或沸石例如x型沸石、y型或usy型沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、zsm-5、zsm-11、镁碱沸石、片沸石、沸石-a、毛沸石和菱沸石、及其组合上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合。
46.在本发明的实施方案中，临氢加工单元104(例如，固定床临氢加工单元、沸腾床加临氢加工单元或浆料临氢加工单元)被配置为在压力低于100巴的表压下运行。临氢加工单元104可被配置为通过使用溶解催化剂和固体(固定床)催化剂的组合来强化临氢加工工艺，以提供深度加氢，并通过分子催化剂扩散到临氢加工转化率更高的进入位点。根据本发明的实施方案，临氢加工单元104被配置为能够在加氢裂解模式和/或加氢处理模式下运行。临氢加工单元104可被配置为通过将碳作为焦炭排出来优化氢气消耗。
47.在本发明的实施方案中，对于系统10，临氢加工单元104的出口与流化催化裂解单元105的入口流体连通，使得裂解器进料流15从临氢加工单元104流向流化催化裂解单元105。在本发明的实施方案中，流化催化裂解单元105被配置为对裂解器进料流15中的烃进行裂解，以产生产物流16。产物流16包含烯烃、苯、甲苯、二甲苯(btx)等高价值化学品。
48.根据本发明的实施方案，如图1b所示，系统20包括系统10(如上所述)的所有单元和流。在本发明的实施方案中，系统20还包括除氯单元106，其被配置为除去塑料中的氯以产生低氯塑料流17。低氯塑料流17包含1ppm至1000ppm的氯。在本发明的实施方案中，除氯单元106包括基于密度的分选和/或溶剂系统，其被配置为从塑料中除去氯。除氯单元106可被配置为从塑料中除去含有杂原子的聚合物薄片。示例性的含杂原子的聚合物薄片可包括聚氯乙烯(pvc)和聚偏二氯乙烯(pvdc)。除氯单元106的出口与挤出机102的入口流体连通，从而低氯塑料流17从除氯单元106流向挤出机102。在本发明的实施方案中，进料流12与热解油流20一起形成临氢加工单元105的进料混合物，裂解器进料流15被进料至流化催化裂解单元105，其被配置为产生产物流16。
49.根据本发明的实施方案，如图1c所示，系统30包括系统20的所有单元和流(如上所述)，但热解油流14的至少一些与裂解器进料流15组合，形成组合裂解器进料流18。组合裂解进料流18可流入流化催化裂解单元105。
50.根据本发明的实施方案，如图2a所示，除了第一进料流12包含凝析油和/或石脑油沸程流外，系统40包括与系统10相同的所有流和单元(如上所述)。系统40包括蒸汽裂解单元115，以代替流化催化裂解单元105。
51.根据本发明的实施方案，如图2b所示，系统50包括与系统40(如上所述)相同的所有流和单元，但系统50不包括原油蒸馏单元101，这样原油流11可以与热解油流14混合并进料至临氢加工单元104。在本发明的实施方案中，在系统50中，原油流11包含初沸点小于35℃至35℃且终沸点为350℃至500℃的轻质原油。
52.根据本发明的实施方案，如图2c所示，系统60包括系统40的所有流和单元，但系统60不包括蒸馏单元101。系统40的第二馏分流19包含凝析油和/或石脑油，其可与裂解器进料流15组合并进料至蒸汽裂解器115，塑料首先在除氯单元106中处理。除氯单元106的出口与挤出机102的入口流体连通，从而低氯塑料流17从除氯单元106流向挤出机102。
53.b.加工烃的方法
54.已经发现了加工烃的方法。这些方法能够通过减轻进料结焦和/或向包含凝析油和/或石脑油的重质进料中添加氢来提高裂解效率。如图3a所示，本发明的实施方案包括加工烃的方法300。方法300可由分别如图1a和图1b所示的系统10和/或系统20实现。
55.根据本发明的实施方案，如方框301所示，方法300包括在临氢加工单元104中，在足以产生裂解器进料流15的反应条件下，加氢处理烃流，该烃流包含(1)从塑料中获得的热解油流14的热解油和(2)来自蒸馏单元101的至少部分馏分(第一进料流12)或(3)全原油(原油流11)。在本发明的实施方案中，第一进料流12包含常压渣油和/或减压瓦斯油。第一进料流12可通过在蒸馏单元101中蒸馏原油流11获得。进料也可以包含原油流11。在本发明的实施方案中，方框301的临氢加工包括低压加氢裂解/加氢处理。低压加氢裂解和/或加氢处理被配置为产生具有沸程为350℃至475℃的轻质减压瓦斯油的沸程的裂解进料流15。低压加氢裂解和/或加氢处理被配置为还产生中间流和/或液化石油气(lpg)流。中间流和/或lpg可在裂解单元中被处理，以产生一种或多于一种烯烃和/或一种或多于一种芳烃(如苯、甲苯和二甲苯)。中间流的沸程可以为小于35℃至350℃。在方框301，临氢加工单元104可作为减压瓦斯油的加氢处理器运行。在方框301，运行临氢加工单元104以提供300℃至400℃的临氢处理温度和20巴至60巴的表压的临氢加工压力。在本发明的实施方案中，在方框301，临氢加工单元104以1小时-1
至2小时-1
及其之间的所有范围和数值的重时空速运行。可运行临氢加工单元104以提供氢烃比为400nm3/m3至2000nm3/m3的液体进料(标准立方米)。在本发明的实施方案中，临氢加工单元104还可除去包括氯在内的杂原子，并生产出富含氢(》12.5重量％)、裂解性良好且结焦倾向低的fcc单元进料(裂解器进料流15)。裂解器进料流15的进料的沸点分布为初沸点低于35℃至35℃，终沸点350℃至500℃。
56.在本发明的实施方案中，热解油流14的热解油来自在挤出机102中加工塑料以产生第一中间塑料流13，并在催化裂解单元103中裂解第一中间塑料流13以产生热解油流14。在本发明的实施方案中，在挤出机102中加工之前，可在除氯单元106中加工塑料，以在挤出机102中加工之前除去至少一些氯。除氯单元106可被配置为从塑料中除去大于90％的氯。在本发明的实施方案中，塑料包括聚烯烃、聚苯乙烯、聚对苯二甲酸乙二醇酯(pet)、聚氯乙烯(pvc)、聚偏二氯乙烯(pvdc)、聚酰胺、或其组合。在本发明的实施方案中，运行挤出机102以提供300℃至450℃的温度。运行催化裂解单元103以提供350℃至500℃的反应温度、1巴至6巴的绝对压力的压力和1小时或小于1小时的停留时间。热解油流14的沸程可以为小于35℃至750℃。
57.根据本发明的实施方案，如方框302所示，方法300包括在流化催化裂解单元105中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2至c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯(btx)中的一种或多于一种的产物流16的反应条件对裂解炉进料流15的烃进行裂解。在本发明的实施方案中，产物流16可包含10重量％至15重量％的c2烯烃、15重量％至35重量％的c3烯烃、10重量％至20重量％的c4烯烃和10重量％至30重量％的btx。在本发明的实施方案中，方框302的反应条件包括450℃至750℃的反应温度。方框302的反应条件可包括1巴至6巴的绝对压力的反应压力。在本发明的实施方案中，还可以在氢气或含氢气体存在下在加氢热解条件下运行流化催化裂解单元105。
58.如图3b所示，本发明的实施方案包括用于加工烃的方法400。方法400可由系统30
实现，如图1c所示。根据本发明的实施方案，如方框401所示，方法400包括在临氢加工单元104中，在足以产生经临氢加工的液体流(裂解器进料流15)的反应条件下，对来自蒸馏单元101的馏分(第一进料流12)或原油(原油流11)进行临氢加工。裂解器进料流15可包括小于3ppmw的氯。在本发明的实施方案中，第一进料流12包含常压渣油和/或减压瓦斯油。第一进料流12可通过在蒸馏单元101中蒸馏原油流11获得。在本发明的实施方案中，方框401的临氢加工包括低压加氢裂解和/或加氢处理。在方框401，临氢加工单元104可作为减压瓦斯油的加氢处理器运行。根据本发明的实施方案，运行方框401的临氢加工单元104以提供300℃至600℃、优选350℃至500℃的临氢加工温度，以及20巴至100巴的表压的临氢加工压力。在本发明的实施方案中，方框401的临氢加工单元104以1小时-1
至2小时-1
及其之间的所有范围和数值的重时空速运行。可以运行临氢加工单元104以提供氢烃比为400nm3/m3至2000nm3/m3的液体流。
59.根据本发明的实施方案，如方框402所示，方法400包括混合经临氢加工的液体流(裂解器进料流15)和从塑料中获得的热解油流14的热解油，以形成组合裂解器进料流18。在本发明的实施方案中，热解油流14的热解油来自在挤出机102中加工塑料以产生第一中间塑料流13，并在催化裂解单元103中裂解第一中间塑料流13以产生热解油流14。在本发明的实施方案中，在挤出机102中加工之前，可以在除氯单元106中加工塑料，以除去至少一些氯。除氯单元106可被配置为从塑料中除去大于90％的氯。在本发明的实施方案中，塑料包括聚烯烃、聚苯乙烯、pet、pvc、pvdc、聚酰胺、或其组合。在本发明的实施方案中，运行挤出机102以提供300℃至450℃的温度。在本发明的实施方案中，运行催化裂解单元103以提供350℃至500℃的温度和1巴至6巴的绝对压力的压力。热解油流14的沸程可以为小于35℃至750℃。在本发明的实施方案中，热解油流14包含小于100ppm、优选小于30ppm的氯。热解油流14可包含小于10重量％的芳烃。
60.根据本发明的实施方案，如方框403所示，方法400包括在流化催化裂解单元105中，在裂解单元105的催化剂存在下，在足以产生包含c2至c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流16的反应条件下，对组合裂解进料流18中的烃进行裂解。在本发明的实施方案中，产物流16可包含10重量％至20重量％的c2烯烃、10重量％至30重量％的c3烯烃、5重量％至15重量％的c4烯烃和10重量％至20重量％的btx。在本发明的实施方案中，方框403的反应条件包括450℃至750℃的反应温度。方框403的反应条件可包括1巴至6巴的绝对压力的反应压力。在本发明的实施方案中，还可以在氢气或含氢气体存在下在加氢热解条件下运行流化催化裂解单元105。
61.如图3c所示，本发明的实施方案包括用于处理烃的方法500。方法500可分别由图2a和/或2b所示的系统40和/或50实现。根据本发明的实施方案，如方框501所示，方法500包括在催化裂解单元103中，在足以裂解塑料流13中的至少一些烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流13，从塑料流13的经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并生产包含热解油的热解油流14。在本发明的实施方案中，通过在挤出机102中加工塑料来生产包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流13。可以运行挤出机以提供300℃至450℃的运行温度和1分钟至15分钟的停留时间。
62.在本发明的实施方案中，在方框501，催化裂解单元103包括固定床反应器、流化床反应器、搅拌罐反应器、回转窑，优选固定床反应器和连续搅拌罐反应器。在本发明的实施
方案中，催化裂解单元103包括包含zsm-5、金属负载的zsm-5、排出液催化裂解催化剂、或其任意组合的催化剂。固定床催化裂解反应器中可以配置zsm-5作为催化剂。在方框501，可以运行催化裂解单元103以提供300℃至500℃的运行温度、1至6巴的绝对压力的运行压力和1小时或小于1小时的停留时间。
63.根据本发明的实施方案，如方框502所示，方法500包括在临氢加工单元104中临氢加工热解油流14和原油流11或原油流11的馏分(即第一进料流12)以产生裂解器进料流15。在本发明的实施方案中，运行临氢加工单元104以提供350℃至500℃及其之间的所有范围和数值的反应温度，包括350℃至365℃、365℃至380℃、380℃至395℃、395℃至410℃、410℃至425℃、425℃至440℃、440℃至455℃、455℃至470℃、470℃至485℃和485℃至500℃的范围。在方框502，可以运行临氢加工单元104以提供20巴至100巴的表压以及其间的所有范围和数值的运行压力，包括20巴至30巴的表压、30巴至40巴的表压、40巴至50巴的表压、50巴至60巴的表压、60巴至70巴的表压、70巴至80巴的表压、80巴至90巴的表压和90巴至100巴的表压的范围。在方框502，可以运行临氢加工单元104以提供1小时-1
至2小时-1
的重时空速。在本发明的实施方案中，在方框502，可以运行临氢加工单元104以提供氢烃体积比为400nm3/m3至2000nm3/m3的液体进料。在方框502，裂解器进料流15包含沸程低于150℃的石脑油。在本发明的实施方案中，在方框502，调整加工条件，使裂解器进料流15包含小于3ppm、优选1ppm的氯和小于1重量％的烯烃。
64.根据本发明的实施方案，如方框503所示，方法500包括在裂解单元(例如蒸汽裂解单元115)中，在足以产生包含c2至c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流16的反应条件下对裂解器进料流15的烃进行裂解。在本发明的实施方案中，产物流16可包含20重量％至38重量％的c2烯烃、10重量％至20重量％的c3烯烃、5重量％至10重量％的c4烯烃和8重量％至15重量％的btx。在本发明的实施方案中，方框503的反应条件包括750℃至900℃的反应温度。方框503的反应条件可包括常压至6巴的表压的反应压力。在本发明的实施方案中，蒸汽裂解单元的运行停留时间为50毫秒至1秒。
65.如图3d所示，本发明的实施方案包括用于处理烃的方法600。方法600可由系统60实现，如图2c所示。根据本发明的实施方案，如方框601所示，方法600包括在催化裂解单元103中，在足以裂解塑料流13中的至少一些烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流13，从塑料流13的经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流14。在本发明的实施方案中，通过在挤出机102中加工塑料来生产包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流13。运行挤出机以提供300℃至500℃的运行温度和1分钟至15分钟的停留时间。在本发明的实施方案中，在挤出机中加工之前，可在除氯单元106中加工塑料，以从塑料中除去至少一些氯。在本发明的实施方案中，通过基于密度的分离或溶剂系统将氯从塑料中除去。方框601的热解油流14可包含小于30ppmw的氯。
66.根据本发明的实施方案，如方框602所示，方法600包括在临氢加工单元104中临氢加工热解油流14，以产生包含经临氢加工的热解油的经临氢加工的热解油流20。在本发明的实施方案中，方框602的临氢加工还除去热解油流14中的氯。经临氢加工的热解油流20包含小于3ppmw的氯。在本发明的实施方案中，经临氢加工的热解油流20满足蒸汽裂解器(例如蒸汽裂解器115)的沸程要求。经临氢加工的热解油流20可包含小于20重量％、优选小于
10重量％的芳烃。经临氢加工的热解油流20可包含小于3ppm、优选小于1ppm的氯。经临氢加工的热解油流20可包含小于1重量％的烯烃。在本发明的实施方案中，运行临氢加工单元104以提供350℃至500℃及其之间的所有范围和数值的反应温度，包括350℃至365℃、365℃至380℃、380℃至395℃、395℃至410℃、410℃至425℃、425℃至440℃、440℃至455℃、455℃至470℃、470℃至485℃和485℃至500℃的范围。在方框602，可以运行临氢加工单元104以提供20巴至100巴的表压以及其间的所有范围和数值的运行压力，包括20巴至30巴的表压、30巴至40巴的表压、40巴至50巴的表压、50巴至60巴的表压、60巴至70巴的表压、70巴至80巴的表压、80巴至90巴的表压和90巴至100巴的表压的范围。在方框602，可以运行临氢加工单元104以提供1小时-1
至2小时-1
的重时空速。在本发明的实施方案中，在方框602，可以运行临氢加工单元104以提供氢烃体积比为400nm3/m3至2000nm3/m3的液体进料。
67.根据本发明的实施方案，如方框603所示，方法600包括将经临氢加工的热解油流20与包含原油或原油馏分的第二馏分流19混合，以产生裂解器进料流18。在本发明的实施方案中，原油可包括沸程为小于35℃至350℃的轻质原油。第二馏分流19的原油馏分可以包括凝析油和/或石脑油。
68.根据本发明的实施方案，如方框604所示，方法600包括在裂解单元(例如蒸汽裂解单元115)中，在足以产生包含c2至c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流16的反应条件下对裂解器进料流18的烃进行裂解。在本发明的实施方案中，裂解单元为蒸汽裂解器115。运行蒸汽裂解器115以提供700℃至900℃的运行温度和50毫秒至1秒的停留时间。运行蒸汽裂解器115以提供0.2至1的烃与蒸汽的重量比。
69.尽管已经参照图3a至3d的方框描述了本发明的实施方案，但应该理解，本发明的运行并不限于图3a至3d中所示的特定方框和/或方框的特定顺序。因此，本发明的实施方案可以使用不同于图3a至3d的顺序的各种方框提供本文所述的功能。
70.本文所述的系统和工艺还可以包括各种未示出的设备，这些设备是化学加工领域的技术人员已知的。例如，某些控制器、管道、计算机、阀门、泵、加热器、热电偶、压力指示器、混合器、热交换器等可能未显示。
71.作为本发明公开内容的一部分，以下包括具体实施例。实施例仅是为了说明的目的，不旨在限制本发明。本领域普通技术人员将容易地认识到可以改变或修改参数以产生基本相同的结果。
72.实施例1
73.(热解油和原油馏分的加工)
74.将性质如表1条目1所示的商业塑料热解油与沸点分布如表1条目2所示的原油流馏分混合，得到沸点分布如表1条目3所示的混合流。将这种材料进料至临氢加工单元中。反应在长度为304.8mm、内径为13.1mm的管式反应器中进行。反应器安装在电加热的管式炉中。该单元通过高效液相色谱(hplc)泵将液体进料至反应器。氢气以9.8nlph(标准升/小时)的速度通过质量流量控制器。反应器按加氢处理催化剂(4.84克)-加氢裂解催化剂(9.8克)-加氢处理催化剂(4.84克)的顺序装填了能够进行加氢裂解和加氢处理的商业催化剂组合。所示催化剂重量为绝干重量。所有催化剂均用sic(200微米至225微米)以60％sic比40％催化剂绝干重量的比例稀释。将直径为1mm的中性氧化铝装入反应器中催化剂床的上游和下游。反应过程中，反应器床温度保持在380℃，压力为60巴的表压，重时空速为1小
时-1
，氢烃比为400nm3氢/m3烃液。反应产物通过冷凝器和气液分离器。使用炼油厂气体分析仪分析气体，使用sim-dis gcf分析液体沸点分布，使用2d gc分析piona(烷烃、异构烷烃、烯烃、环烷烃和芳烃)。分析结果见表1。临氢加工单元的进料的沸点分布中，有27重量％的物质沸点低于150℃(终沸点为381℃)，而液体产物中80％的沸点低于150℃，显著提高了产物的轻质化程度，终沸点为309℃(图2a)。这种液体产物是蒸汽裂解器的轻质进料。此外，对产物和进料的2d gc分析显示，芳烃已从进料中的16.7重量％降至液体产物中的10.1重量％。此外，双环芳烃和三环芳烃以及环烷芳烃的总浓度从进料中的6％降至产物中的0.3％。带支链的环烷烃和双环烷烃从34％降至22％。这些结果表明，开环活性和向饱和烃的转化效果显著。液体产物中的异构烷烃含量有净增加。此外，还产生了约10％的气体，可在蒸汽裂解器中进一步被裂解为乙烯。
75.表1：来自临氢加工单元的进料和产物的沸点分布(单位：℃)与质量％的关系
[0076][0077]
表2：实施例1的产物和进料的piona分析
[0078][0079]
表3：蒸汽裂解器中(小于)350℃的原油馏分的可裂解性(基于轻石脑油、重石脑油和瓦斯油裂解的公开信息)以及来自临氢加工单元的产物的可裂解性
[0080][0081]
从表3中可以看出，与在蒸汽裂解器中加工(小于)350℃的原油馏分相比，在蒸汽裂解器中加工临氢加工单元的产物的乙烯产率可提高6％，燃料油产率可降低8％。这些数据证明了蒸汽裂解器与临氢加工单元后向一体化的好处。
[0082]
实施例2
[0083]
(原油馏分与临氢加工产物的沸点分布比较)
[0084]
将west texas blend原油的馏分与来自加工全原油的临氢加工产物进行沸点分布比较。沸点分布似乎相似。这表明，可以在临氢加工单元中处理较重的原油以将其沸点降至低于350℃，这与在蒸汽裂解器中加工的凝析油范围的物质相似。
[0085]
表4：west texas blend原油与来自加工全原油的临氢加工单元产物的沸点分布比较
[0086][0087]
实施例3
[0088]
(原油馏分与临氢加工产物的沸点分布比较)
[0089]
在与实施例1相同的条件下，在临氢加工单元中处理沸点分布如表1条目1所示的100％商业热解油，但温度苛刻度为380℃至400℃。使用炼油厂气体分析仪分析气体，使用模拟蒸馏气相色谱仪(sim-dis gc)分析液体的沸点分布，使用2d gc分析piona(烷烃、异构烷烃、烯烃、环烷烃和芳烃)。分析结果见表3。临氢加工单元的进料沸点分布中，有15重量％的物质沸点低于150℃(终沸点为468℃)，而液体产物中30％的沸点低于150℃。在400℃的反应温度下得到的产物中，沸点低于150℃的产物比例较高。虽然与将热解油与原油流馏分共混的实施例1中的产物相比，提高较少，但大部分产物(》98％)的沸点低于蒸汽裂解器进料要求的《350℃。此外，对产物和进料的2d gc分析显示，芳烃含量从进料的14重量％降至380℃时液体产物的8.6重量％和400℃时液体产物的9.2重量％。这清楚地表明芳烃随温度升高而增加。因此，通过施加温度苛刻度将沸点降至350℃以下是可能的，但其代价是产生更多的芳烃，从而更容易形成焦炭。因此，需要通过调整温度苛刻度在将芳烃保持在10％以下和将大部分产物的沸点保持在350℃以下之间取得平衡。此外，双环芳烃和三环芳烃以及环烷芳烃的总浓度从进料中的5.7％降至产物中的1.4％。带支链的环烷烃和双环烷烃从42％降至14.9％。这些结果表明，开环活性和向饱和烃的转化效果显著。液体产物中的烷烃含量有净增加。
[0090]
表5：不同温度苛刻度下作为进料的商业热解油和surf单元产物的沸点分布(单位
为℃)与质量％的关系
[0091][0092]
表6：实施例3的产物和进料的piona分析
[0093][0094]
可以看出，较低的加工温度产生更多的正链烷烃。
[0095]
实施例4
[0096]
将部分沸点为370℃至415℃的减压瓦斯有(vgo)范围的west texas blend原油进料至原位流化床热解实验室反应器，使用n2作为载气，流速为175ncc/min。原位流化床反应器的长度为783mm，内径为15mm，其安装在分区的3区管式炉中，每个区都有独立的温度控
制。每个区的尺寸为9.3英寸(236.2mm)。置于炉内的反应器的总加热长度为591mm。在每个区的中心测量反应器壁的温度，用于控制每个炉区的加热。反应器的底部为锥形，反应器床的温度是通过装在热电偶套管内的热电偶测量的，该热电偶置于反应器内锥形底部的顶部。同时，在锥形底部测量反应器壁温，以确保反应器底部是热的。反应器底部位于炉底区域的中间位置，以尽量减少炉子端盖热损失的影响，并保持反应器底部壁温与所测得的内床温度相差20℃以内。本实验在高苛刻度热解模式下进行，即在载气中不含氢且高温的情况下。实验条件如表7所示。当进料进入反应器后，由于吸热裂解和汽化，反应器内部温度迅速下降，并在一分钟内恢复到进料前的反应器床温度。约60％的产物在进料后1分钟内形成，这1分钟内的温度变化决定了产物的总产率和选择性。1分钟时间平均反应床温度是根据1分钟内的实验床温度计算得出的，见表7。除催化剂/油比外，1分钟平均床层温度也是表示反应苛刻度的参数。实验4的产率见表7。乙烯与丙烯的比率(e/p)为0.9重量％至1重量％。每单位焦炭的轻质气体产率约为9至10。在中试或商业反应器中，气体流速(改善混合和催化剂与进料的接触)和传热速率要高得多，在类似条件下获得更高产率的高价值化学品是非常可能的。
[0097]
表7：沸点在轻质vgo范围内的west texas blend原油的高苛刻度fcc
[0098]
[0099]
[0100][0101]
实施例5
[0102]
与实验4一样，使用沸点在370℃至415℃的轻质vgo范围内的部分west texas blend原油进行实验，但单元在加氢热解模式下运行，流化气成分为n2/h2，摩尔比为90/10。结果见表8。在加氢热解模式下运行，轻质气体烯烃产率增加，焦炭减少，因此轻质气体烯烃/单位焦炭增加。此外，重烃的形成也减少了。这清楚地表明，通过改变流化气组成可以提高hvc收率。美国专利申请第63/109507号中涵盖了其他可用于提高商业装置收率的方法，包括温度曲线、停留时间变化、反应器段设计和催化剂配方，其通过引用并入本文。
[0103]
表8：沸点在轻质vgo范围内的west texas blend原油在高苛刻度fcc单元中的加氢热解
[0104]
[0105]
[0106][0107]
在本发明的背景下，至少描述了以下20个实施方案。实施方案1是加工烃的方法。该方法包括在临氢加工单元中，在足以产生裂解进料流的反应条件下，临氢加工含有以下物质的烃流：(1)从塑料中获得的热解油和(2)来自原油蒸馏单元的至少部分馏分。该方法还包括在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。
[0108]
实施方案2是加工烃的方法。该方法包括在临氢加工单元中，在足以产生经临氢加工的液体流的反应条件下对来自原油蒸馏单元的馏分进行临氢加工。该方法还包括混合经临氢加工的液体流和从塑料中获得的热解油，以形成裂解器进料流。该方法还包括在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。实施方案3是实施方案1和2中任一项的方法，其中来自原油蒸馏单元的馏分包含常压渣油和减压瓦斯油。实施方案4是实施方案1至3中任一项的方法，其中临氢加工包括低压加氢裂解/加氢处理。实施方案5是实施方案1至4中任一项的方法，其中低压加氢裂解/加氢处理在临氢加工单元中进行，该临氢加工单元在低于100巴的表压的压力下运行。实施方案6是实施方案1至5中任一项的方法，其中临氢加工单元被配置为在加氢裂解模式和/或加氢处理模式下运行。实施方案7是实施方案1至6中任一项的方法，其中临氢加工步骤中使用的催化剂包括加氢处理催化剂和/或加氢裂解催化剂。实施方案8是实施方案1至7中任一项的方法，其中加氢处理催化剂包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其
组合，加氢裂解催化剂包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐或沸石例如x型沸石、y型或usy型沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、zsm-5、zsm-11、镁碱沸石、片沸石、沸石-a、毛沸石和菱沸石、或其组合上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合。实施方案9是实施方案1至8中任一项的方法，其中热解油是通过以下步骤产生的：在挤出机中加工塑料以产生挤出机流出物，以及在催化裂解单元中在足以产生热解油的反应条件下加工挤出机流出物。实施方案10是实施方案1至9中任一项的方法，其中产生热解油的步骤还包括在挤出机中加工之前从塑料中除去至少一些氯。实施方案11是实施方案1至10中任一项的方法，其中除去步骤通过基于密度的分离和溶剂系统进行。实施方案12是实施方案1至11中任一项的方法，其中流化催化裂解单元在加氢热解条件下运行。
[0109]
实施方案13是加工烃的方法。该方法包括在固定床流化催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流。该方法还包括在临氢加工单元中对热解油流和原油或原油馏分进行临氢加工，以产生裂解器进料流。该方法还包括在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。
[0110]
实施方案14是加工烃的方法。该方法包括在固定床流化催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流。该方法还包括在临氢加工单元中对热解油流进行临氢加工，以产生经临氢加工的热解油流。该方法还包括将经临氢加工的热解油流与原油或原油馏分混合，以产生裂解器进料流。该方法还包括在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下对裂解器进料流中的烃进行裂解。实施方案15是实施方案13和14中任一项的方法，其中临氢加工包括加氢裂解和/或加氢处理。实施方案16是实施方案13至15中任一项的方法，其中加氢处理被配置为产生氯浓度小于3ppmw的烃流。实施方案17是实施方案13至16中任一项的方法，其中催化剂包括：(a)加氢处理催化剂，包括在氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合，和/或(b)加氢裂解催化剂，包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐或沸石例如x型沸石、y型或usy型沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、zsm-5、zsm-11、镁碱沸石、片沸石、沸石-a、毛沸石和菱沸石、或其组合上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合。实施方案18是实施方案13至17中任一项的方法，其中原油蒸馏单元包括凝析油和/或石脑油。实施方案19是实施方案13至18中任一项的方法，其中热解油是通过以下步骤产生的：在挤出机中加工塑料以形成经部分裂解的塑料馏分；在含有zsm-5或金属负载zsm-5催化剂的固定床反应器中，在足以产生热解油的反应条件下催化裂解经部分裂解的塑料馏分。实施方案20是实施方案13至19中任一项的方法，其中产生热解油的步骤还包括在挤出机中加工之前从塑料中除去至少一些氯。
[0111]
除非明确排除，上述和本文中描述的所有实施方案可以任何方式组合。
[0112]
尽管已经详细描述了本技术的实施方案及其优点，但应该理解的是，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以进行各种改变、替换和变更。此外，本技术的范围不旨在限于说明书中描述的工艺、机器、制造、物质成分、装置、方法和步骤的特定实施方案。如本领域普通技术人员根据上述公开内容将容易理解的，可以利用当前存在的或以后将要开发的执行与本文描述的相应实施方案基本相同的功能或实现基本相同的结果的工艺、机器、制造、物质成分、装置、方法或步骤。因此，所附权利要求意在将这种工艺、机器、制造、物质成分、装置、方法或步骤包括在其范围内。

技术特征：
1.一种加工烃的方法，所述方法包括：在临氢加工单元中，在足以产生裂解器进料流的反应条件下，临氢加工烃流，所述烃流包含：(1)从塑料中获得的热解油和(2)来自原油蒸馏单元的至少部分馏分；和在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。2.一种加工烃的方法，所述方法包括：在临氢加工单元中，在足以产生经临氢加工的液体流的反应条件下，临氢加工来自原油蒸馏单元的馏分；将经临氢加工的液体流与从塑料中获得的热解油混合，以形成裂解器进料流；在流化催化裂解单元中，在催化剂存在下，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。3.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中来自原油蒸馏单元的馏分包含常压渣油和减压瓦斯油。4.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中临氢加工包括低压加氢裂解/加氢处理。5.根据权利要求4所述的方法，其中低压加氢裂解/加氢处理在临氢加工单元中进行，所述临氢加工单元在小于100巴的表压的压力下运行。6.根据权利要求5所述的方法，其中临氢加工单元被配置为在加氢裂解模式和/或加氢处理模式下运行。7.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中临氢加工步骤中使用的催化剂包含加氢处理催化剂和/或加氢裂解催化剂。8.根据权利要求7所述的方法，其中加氢处理催化剂包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合，加氢裂解催化剂包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐或沸石例如x型沸石、y型或usy型沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、zsm-5、zsm-11、镁碱沸石、片沸石、沸石-a、毛沸石和菱沸石、或其组合上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合。9.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中热解油是通过以下步骤产生的：在挤出机中加工塑料以产生挤出机流出物，和在催化裂解单元中，在足以产生热解油的反应条件下，加工挤出机流出物。10.根据权利要求9所述的方法，其中产生热解油的步骤还包括：在挤出机中加工之前，从塑料中除去至少一些氯。11.根据权利要求10所述的方法，其中除去步骤通过基于密度的分离和溶剂系统进行。12.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其中流化催化裂解单元在加氢热解条件下运行。13.一种加工烃的方法，所述方法包括：在固定床流化催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至
少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流；在临氢加工单元中，对热解油流和原油或原油馏分进行临氢加工，以产生裂解器进料流；在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。14.一种加工烃的方法，所述方法包括：在固定床流化催化裂解单元中，在足以裂解经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的至少部分烃的反应条件下，加工包含经热裂解和/或经部分热裂解的塑料的塑料流，从经热裂解和/或经部分热裂解的塑料中除去至少一些氯，并产生包含热解油的热解油流；在临氢加工单元中，对热解油流进行临氢加工，以产生经临氢加工的热解油流；将经临氢加工的热解油流与原油或原油馏分混合，以产生裂解器进料流；在裂解单元中，在足以产生包含c2烯烃、c3烯烃、c4烯烃、苯、甲苯和二甲苯中的一种或多于一种的产物流的反应条件下，对裂解器进料流中的烃进行裂解。15.根据权利要求13至14中任一项所述的方法，其中临氢加工包括加氢裂解和/或加氢处理。16.根据权利要求15所述的方法，其中加氢处理被配置为产生氯浓度小于3ppmw的烃流。17.根据权利要求13至14中任一项所述的方法，其中催化剂包含：(a)加氢处理催化剂，包括在氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合，和/或(b)加氢裂解催化剂，包括氧化铝或二氧化硅或铝硅酸盐或沸石例如x型沸石、y型或usy型沸石、丝光沸石、八面沸石、纳米晶沸石、mcm介孔材料、sba-15、硅铝磷酸盐、磷酸镓、磷酸钛、zsm-5、zsm-11、镁碱沸石、片沸石、沸石-a、毛沸石和菱沸石、或其组合上的como、nimo、conimo、niw、niwmo、或其组合。18.根据权利要求13至14中任一项所述的方法，其中原油蒸馏单元包含凝析油和/或石脑油。19.根据权利要求13至14中任一项所述的方法，其中热解油是通过以下步骤产生的：在挤出机中加工塑料以形成经部分裂解的塑料馏分；和在含有zsm-5或金属负载的zsm-5催化剂的固定床反应器中，在足以产生热解油的反应条件下，催化裂解经部分裂解的塑料馏分。20.根据权利要求19所述的方法，其中用于产生热解油的步骤还包括：在挤出机中加工之前，从塑料中除去至少一些氯。

技术总结
公开了用于加工烃的系统和方法。在低压临氢加工单元中处理原油、原油馏分和/或塑料热解油以产生裂解器进料流。裂解器进料流随后流入流化催化裂解单元或蒸汽裂解单元，以产生高价值化学品。价值化学品。价值化学品。


技术研发人员：拉维钱德尔
受保护的技术使用者：沙特基础工业全球技术公司
技术研发日：2021.11.18
技术公布日：2023/10/11