CN101292013B - 烃残油处理和减粘裂化蒸汽裂化器的原料 - Google Patents

Abstract

本发明涉及加氢处理和蒸汽裂化的整合。包含原油或它的含残油的馏分的原料通过加氢处理和减粘裂化来处理，然后输送到蒸汽裂化器以获得包含烯烃的产品。

Description

烃残油处理和减粘裂化蒸汽裂化器的原料

相关申请

本申请要求2005年10月20日提交的US临时专利申请号60/728,640(2005B125)的权益和优先权，还要求2006年6月14日提交的US临时专利申请号60/813,555(2006B101)的权益。

技术领域

本发明涉及由原油或它的含残油的馏分制备烯烃的方法。

背景技术

烃类的热裂化是广泛用于制备烯烃如乙烯、丙烯、丁烯类、丁二烯和芳烃如苯、甲苯和二甲苯类的石油化工工艺。这些化合物每种均是有价值的工业产品。例如，轻烯烃可以低聚(例如低聚为润滑剂基础油)、聚合(例如聚合为聚乙烯、聚丙烯和其它塑料)和/或官能化(例如用于形成酸、醇、醛等)，所列材料全部具有公知的中间和/或最终用途。一种热裂化方法是蒸汽裂化，其包括在氢和/或含氢的组分如蒸汽的存在下将烃类裂化。

如上所述的普通烯烃生产装置的起始原料在达到烯烃生产装置之前已经进行了大量(和高成本)的加工。正常，全原油在蒸馏或另外分馏或裂化为多个部分(馏分)如汽油、煤油、石脑油、瓦斯油(减压瓦斯油和常压瓦斯油)等(其包括高沸点渣油(“残油”))之前首先进行脱盐。残油馏分通常具有在大气压下高于650℉(343℃)的沸点。通常在脱盐和除去残油馏分之后，除了650℉+(343℃+)残油以外的任何这些馏分可以输送到蒸汽裂化器或烯烃生产装置作为该装置的原料。

通常，在蒸汽裂化中，蒸汽裂化用烃原料例如石脑油，瓦斯油或全原油的其它不含残油的馏分(它们例如可以通过蒸馏或另外分馏全原油来获得)引入到蒸汽裂化器中，通常与蒸汽混合。普通蒸汽裂化采用通常具有两个主要区段的热解炉：对流段和辐射段。在普通热解炉内，烃原料作为液体进入不太严格的热解炉对流段(除了作为蒸气进入的轻质原料以外)，在那里它通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和任选通过与蒸汽直接接触而被加热和汽化。汽化的原料和蒸汽混合物(如果存在的话)然后通过跨接管引入到辐射段，在那里它在通常10-30psig的压力下被快速加热至严格的烃裂化温度，例如1450℉(788℃)到1550℉(843℃)的范围，以提供原料流的彻底热裂化。所得包含烯烃的产物离开热解炉用于进一步的下游分离和加工。

在裂化之后，热解炉的流出物含有各种各样的气体烃类(其例如是饱和、单不饱和和多不饱和的，并且可以是脂族和/或芳族的)，以及含有大量的分子氢。裂化产物然后例如在烯烃生产装置中进一步处理以生产作为装置产品的各种独立的上述高纯度物流，即，氢，轻烯烃乙烯，丙烯和丁烯类以及芳族化合物，还有其它产品如热解汽油。

因为全世界对轻烯烃的需求在增加，好用的原油资源被消耗，所以必需利用重质原油(即，具有较高比例残油的那些)，这需要增高的资本投资来加工和处理精炼的副产物以及购买更高品级的原料。非常希望拥有能够更有效地利用较低成本、重质原油并且生产更优良的轻烯烃的产品混合物的方法。

已经有人提出了在蒸汽裂化之前通过首先将原料加氢处理来提高某些原油馏分的品级。例如，US专利Nos.3,855,113和6,190,533涉及一种方法，其包括让原料通过加氢处理区，随后通过蒸汽裂化区。然而，没有一种情况是将全原油或包含残油的馏分直接输送到加氢处理区。还参见GB2071133和Erdoel & Kohle，Erdgas，Petrochemie(1981)，34(1)，443-6。

常规残油加氢处理或“渣油加氢精制”是已知的提高一部分含残油的原油馏分的品质的方法。由渣油加氢精制获得的氢化液体和蒸气产品(但不是残油产品)通常被分馏为更有价值的物流，例如燃料油，柴油，加热油，喷气式飞机燃料(jet)，煤油，汽油，LPG和烟道气。所有这些材料本身可用作燃料和/或用作例如生产石化产品的中间体。例如，燃料油还可以裂化以形成更低沸点燃料例如汽油，LPG和燃料气和/或石化产品乙烯，丙烯和丁烷类。残油馏分通常是低价值产品。然而，在加氢处理之后以及在残油物流的进一步蒸馏之前或期间，含残油的原油馏分可以进行转化、脱沥青或其它处理。

US 3,898,299公开了脱除残油馏分和由非残油、低沸点烃类生产烯烃的方法。由蒸馏获得的常压残油进行加氢处理和液体加氢处理器流出物“在蒸汽的存在下直接进料给热解区，其中在汽化的馏出物馏分进入保持在热裂化条件下的热解区之前，未汽化的原料作为残留馏分在分离区中被除去”。然而，’299参考文献仅仅教导了不含残油的顶部物流的常规加氢处理和热蒸汽裂化，没有适当提出或教导如何使用来自残油加氢处理单元的含残油的流出物作为蒸汽裂化器的原料。’299专利通常需要在蒸汽裂化之前从处理的加氢处理器流出物中分离和脱除650℉+(343℃)沸点馏分。只有馏出物馏分被加工成烯烃。本领域技术人员很清楚蒸汽裂化含残油的原料的实际困难，其包括’299专利的普通设备的设备结垢。残油加氢处理是用于将残油提升为燃料如燃料油、柴油、加热油、喷气式飞机燃料、煤油、汽油、LPG和燃料气的已知方法。这些材料都可用作燃料和/或例如生产石化产品的中间体。

与重质原料裂化有关的其它专利包括Wernicke的US专利No.4,257,871；Soonawala的US专利No.4,065,379；Franck的US专利No.4,180,453；以及Wernicke的US专利No.4,210,520。然而，上述专利均没有充分教导如何将含残油的烃物流蒸汽裂化以生产烯烃。

在US4,257,871中，使用减压残油通过如下方法生产烯烃：首先分离其中含有的沥青，将所得贫含沥青的馏分与更轻质的馏分共混，然后将该共混物进行常规催化氢化，之后热裂化。还参见US4,297,204。

日本Kokai专利申请Sho58[1983]-98387涉及制备气体烯烃和单核芳烃的方法，其特征在于用氢和氢化催化剂将原油氢化，随后热裂化。在实施方案中，可以将氢化原油蒸馏或闪蒸以分离各个组分，及将顶部物流进料给热裂化工艺。还参见日本Kokai专利申请Sho58[1983]-005393和日本Kokai专利申请Sho57[1982]-212294。

US6,303,842教导了通过将含有沸点高于565℃的短沸程残油的残油进行热蒸汽裂化来制备烯烃的方法，其中至少3wt％的短沸程残油具有高于或等于650℃的沸点。原料通过普通加氢处理来制备。有意义的其它参考文献包括US专利Nos.3,855,113；4,057,490；4,179,355和6,743,961。与重质原料裂化有关的其它专利包括Wernicke的US专利No.4,257,871；Soonawala的US专利No.4,065,379；Franck的US专利No.4,180,453；以及Wernicke的US专利No.4,210,520。

WO2004/005431公开了将某些包含残油的原料蒸汽裂化的方法，其中在蒸汽裂化之前除去大量的未转化的液体残油馏分。’5431发明没有公开或教导氢化作为用于提高重质、酸性的原油和残油原料(其包括残油馏分)品质的方法，使得包括残油馏分在内的全原油可以蒸汽裂化并转化为石化产品。重质、酸性的原料不含高浓度的线性链烷烃，它们已知构成最高质量的蒸汽裂化器原料。含有＞2.0wt％硫的原油的常压和减压残油馏分几乎总是具有＜12.5wt％的氢含量，通常它们具有＜11.0wt％的氢含量。众所周知，普通残油加氢处理产生了非常容易结垢的产品。

本领域需要经济地处理重质的含残油的全原油和它们的含残油的烃馏分以制备烯烃、芳烃和其它有价值石化产品的装置和方法。本发明之前的所有现有技术存在不足、缺点或不理想的方面。

发明内容

发明人令人惊奇地发现，通过整合至少一个氢化步骤、至少一个减粘裂化步骤和至少一个热裂化步骤，可以使用严格度提高且与蒸汽裂化器热整合的残油加氢处理来制备有用的产品，例如烯烃和/或芳族化合物。

本发明提供了一种方法，通过该方法，可以使用含有残油馏分的加氢处理流出物作为蒸汽裂化器原料。发明人还发现，原油或它的含残油的馏分可以进行加氢处理，以便用作蒸汽裂化器原料。加氢处理的含残油的原料可以进行蒸汽裂化，以生产有用的产品如烯烃和/或芳烃化合物。本发明涉及将含残油的材料的氢化与蒸汽裂化整合以获得烯烃产品的方法。

本发明的一个实施方案是由包含原油或含残油的原油馏分的原料制备烯烃的方法，该方法包括加氢处理步骤，减粘裂化步骤和热裂化步骤。该方法和装置能够仅仅排除最重质且最不希望有的原料流的残油组分，并且基本上仅仅将汽化的组分(其包括由残油获得的汽化组分)输送到蒸汽裂化器的辐射段。

在任何上述方法的优选实施方案中，在蒸汽裂化步骤之前具有减粘裂化步骤和/或具有与热解炉整合的蒸气液体分离装置，例如减粘裂化器。减粘裂化可以在整合的蒸气液体分离装置中进行，从而不需要单独的普通减粘裂化工艺或设备。

另一个优选实施方案是一种方法，其包括在氢化步骤中将一部分残油组分裂化，从残油加氢处理单元中获得流出物，将流出物减粘裂化，以及将来自减粘裂化步骤的顶部产物输送到蒸汽裂化器的辐射段。这里减粘裂化再次可以在整合的蒸气液体分离装置中或在与蒸汽裂化器分开的减粘裂化器中进行。

在一个优选实施方案中，该方法进一步包括一个整合的分馏步骤，例如在将原料输送到蒸汽裂化器单元的辐射段之前通过使用闪蒸槽从原料中除去沥青质和/或剩余的沸点在1050℉(大约566℃)以上的馏分，优选仅仅沸点高于1100℉(大约593℃)的那些剩余馏分。令人惊奇的是，这样做的话能够使结垢速率等于或优于VGO蒸汽裂化器原料的结垢速率。优选地，提供至少一个闪蒸槽或其它闪蒸设备如管线内扼流器，或孔板，以减小加氢处理器流出物中的压力并且引起一些液体转化为蒸气。优选地，使闪蒸设备与蒸汽裂化器热解单元的进料整合。整合是指热整合，使得可以从该方法的一个或多个步骤(例如在加氢处理、对流段的预热期间)和/或从蒸汽裂化器中获取热量用于转化、裂化、闪蒸和分离工艺。在优选实施方案中，加氢处理器的流出物的压力被闪蒸泄放或减低，其在分离之前或在分离期间中的至少一个时间。闪蒸还包括将流出物引入到真空中的可能性。

在另一个优选实施方案中，本发明包括制备含残油的烃原料用于蒸汽裂化的方法。本发明方法在一个方面包括将原料加氢处理以将原料氢化，从而改进裂化流出物的氢饱和度。本发明方法进一步包括通过在减粘裂化器中进一步处理含残油的加氢处理器流出物以将不希望有的流出物热裂化和在蒸气液体分离器(例如可以在减粘裂化分离方法中使用的那种)中回收从减粘裂化方法中得到的改进的含残油的蒸气流出物而改进含氢化残油的加氢处理器流出物。本发明包括通过在与蒸汽裂化器整合，更优选与蒸汽裂化器的对流段整合的减粘裂化器和/或蒸气液体分离器中减粘裂化和/或分离减粘裂化处理的材料而进一步改进原料的质量。

在本发明的各种实施方案的一个实施方案中，其中流出物从残油加氢处理单元中获得，进料给残油加氢处理单元的原料流包括没有分馏的原油或含残油的原油馏分。在另一个实施方案中，加氢处理使用至少一个固定床氢化反应器、沸腾反应器或流化氢化反应器在进料给热解单元之前进行。

在其它实施方案中，要加氢处理的原料包括再循环蒸汽裂化器焦油、重质原油或拔顶原油中的一种或多种，要蒸汽裂化的原料包括加氢处理的再循环蒸汽裂化器焦油、重质原油或拔顶原油。在另一个优选实施方案中，用于加氢处理的氢源来自遥远的甲烷。

一些优选的实施方案还包括两个或多个以上实施方案(包括优选实施方案在内)的结合。在又一个优选的实施方案中，原料如脱盐或未脱盐的全原油，或炼油厂管式蒸馏釜的产物，或含有沥青质或残油的化学中间物流如常压残油或减压残油，或蒸汽裂化的焦油，使用固定床氢化反应器或沸腾或流化氢化反应器在进料给具有与其整合的蒸气液体分离设备的热解单元之前进行加氢处理。

本发明还涉及包括加氢处理装置、热解单元和至少一个减粘裂化用蒸气液体分离设备的系统，其中蒸气液体分离设备有利地与热解单元整合，还涉及一种包括将含残油的原料进料以获得包含轻烯烃(一种或多种C2-C6烯烃)的产物的方法。在优选实施方案中，该系统进一步包括用于将甲烷转化为氢以便为加氢处理装置提供氢的蒸汽重整器。本发明的一个目的是将残油作为优选的进料供给烯烃生产商，因此可以使用低质量的原油原料。本发明的另一个目的是提高蒸汽裂化器原料的氢含量，同时最大限度减小原料残油含量的增加。

参考以下详细说明、优选实施方案、实施例和所附权利要求可以清楚这些和其它目的、特征和优点。

附图说明

在所有附图中，表示部件或工艺组分的参考数字、标签或其它标记用于表示同样的部件或组分。

图1-6是说明本发明某些示例性实施方案的工艺流程图。

具体实施方式

在一个实施方案中，来自加氢处理器，优选残油加氢处理器的含残油的、初期热裂化流出物(其包括沸点低于1050℉(大约566℃)的那些残油馏分和优选沸点低于1100℉(大约593℃)的那些残油馏分)进一步充分裂化，例如在减粘裂化器/分离器中，并且用作蒸汽裂化器或其它热解单元的原料。在热解单元中，汽化的馏分被转化为所需产物，其包括烯烃。在这里术语热解单元和蒸汽裂化器具有同样含义；全部是指通常称为蒸汽裂化器的装置，即使蒸汽是任选的。

根据本发明，将含残油的原油或其馏分加氢处理。通常根据本发明的残油加氢处理可以在至少600℉(315℃)，优选至少650℉(343℃)，更优选至少750℉(399℃)的温度下进行。优选地，压力是至少1800psig。目的是在氢化步骤中引发650℉+(343℃+)残油的至少一部分的热裂化，例如初期热裂化。重质原油或重质残油馏分的这种加工通常可能需要至少750℉(399℃+)的温度来引发轻质残油馏分的热裂化。因此，在本发明方法的一些实施方案中，加氢处理器单元的初期热裂化温度是至少750℉(399℃)，或至少780℉(451℃)，在其它实施方案中，该温度必须是至少800℉(427℃)。优选的加工温度范围可以是650℉(343℃)到900℉(482℃)。根据本发明方法的其它可供选择的实施方案，加氢处理可以在500℉(260℃)到900℉(482℃)，优选650℉(343℃)到900℉(482℃)，更优选700℉(371℃)到900℉(482℃)，更优选750℉(399℃)到900℉(482℃)，还更优选750℉(399℃)到800℉(427℃)的温度下进行。在一些实施方案中，优选的压力是500-10,000psig，优选1000-4000psig，还更优选1500-3000psig。选择的温度可以根据烃原料的组成和条件而改变。优选的液时空速可以是0.1-5，优选0.25-1。加氢转化区的氢供应速率(补充和再循环氢)可以是500-20,000标准立方英尺/桶烃原料，优选2,000-5,000标准立方英尺/桶。加氢处理可以采用一个区或多个加氢处理区，例如两个或多个并联或串联的加氢处理区来进行。例如，在一个实施方案中，第一区可以包括第一催化剂，其可以被设计为积累大多数的从原料中除去的金属，串联的第二区可以包括第二催化剂，它能够被设计用于最大程度除去杂原子和芳烃氢化。在另一个实施方案中，第一催化剂可以被设计为积累大多数的从原料中除去的金属，具有第二催化剂的第二区可以被设计用于最大程度除去杂原子，具有第三催化剂的第三区可以被设计为增加芳烃氢化。第一和第二催化剂可以在串联的反应器内用管道装载，或者在同一区内串联装载。设计细节不成为本发明的关键部分，这是因为它仅仅涉及残油加氢处理器。

典型工业加氢转化区中使用的催化剂由具有氢化-脱氢活性的材料与无定形载体组成。示例性无定形载体包括氧化铝，硅石-氧化铝，硅石，氧化锆或二氧化钛。催化剂的氢化-脱氢组分优选包括至少一种选自VI族金属和VI族金属化合物中的氢化组分和至少一种选自VIII族金属和VIII族金属化合物中的氢化组分。氢化组分的优选结合包括硫化镍与硫化钼，硫化钴与硫化钼，钴与钼，以及镍与钨。本发明中使用的催化剂还可以由不用无定形载体配制的具有氢化-脱氢活性的材料组成。示例性催化剂包括Nebula。

根据本发明，残油加氢处理可以优选在比普通加氢处理方法更严格的温度和压力下进行。在一个实施方案中，加氢处理优选可以在650℉(343℃)以上和至多在氢化过程中产生显著的烃裂化的温度，例如750℉(399℃)到800℉(427℃)进行。这不仅产生了氢化残油组分，而且将大部分的残油组分裂化或分解为轻质馏分。轻质馏分与注入的蒸汽一起有助于蒸汽裂化器内，例如裂化器管道内的转化、裂化和蒸汽的进一步汽化和热处理。

残油加氢处理包括基本上导致残油和/或含残油的馏分的氢化的任何方法，并且包括(但不限于)市购残油加氢处理技术。这些市购方法的实例是H-Oil方法，Chevron RDS，VRDS，OCR和LC-Fining方法，HYVAHL方法以及ENI-Snamprogetti EST方法。适合的加氢处理方法可以包括例如固定床催化剂体系，沸腾床体系，流化床体系和/或它们的组合。本文所使用的加氢处理还包括烃原料的650℉+(343℃+)残油组分的一些温和的裂化，优选甚至从650℉(343℃)到1100℉(593℃)沸点馏分，更优选650℉(343℃)到900℉(482℃)馏分的一些裂化。

加氢处理器的氢化原料然后可以进一步分馏或汽化，再全部进料给蒸汽裂化器。在蒸汽裂化器系统中可以发生基本上完全的汽化。分离器、闪蒸分离器和/或分离罐的组合可以根据需要在氢化和裂化之间提供。在优选实施方案中，分离工艺可以与加热和裂化工艺，例如与蒸汽裂化器整合。例如，蒸气-液体分离器或分离工艺可以在蒸汽裂化器的对流段内或在裂化器的对流段和辐射段之间提供。

残油加氢处理优选包括将全原油或含残油的原油馏分的氢含量增加至少1wt％，优选增加1.5wt％和最优选达到从加氢处理器流出的原料流接近饱和或完全饱和。在一些实施方案中，可能优选的是，加氢处理器的流出物具有超过12.5wt％，更优选超过13wt％的氢含量。提高全原油、原油馏分或其它原料的氢含量可以用于使它们的氢化产物适合于进料给热解单元用于裂化，从而产生更有价值的终产物，如烯烃。从而，可以使用更低成本的蒸汽裂化器原料用于生产烯烃。适合的较低价值的原料通常可以包括重质原油，具有高浓度残油、高硫、高TAN、高芳烃和/或低氢含量的那些烃原料。原油或原油馏分的氢化以及污染物的去除可以有利于将这种流出物进料给能够拒斥原料流的最重质组分如沥青质和1100℉+(593℃+)馏分的蒸汽裂化器系统或装置。剩余流出物(其包括汽化的残油馏分，例如裂化和汽化的650℉(343℃)，直到1050℉+(565℃)馏分，甚至直至1100℉+(593℃+)馏分，直至和包括一些1400℉(760℃)馏分和汽化的低沸点馏分)进料给蒸汽裂化器的辐射段用于严格裂化和产生有价值的石化产品，例如烯烃，没有不希望有的结垢，并且没有产生不希望有的焦油和焦炭。

令人惊奇的是，该方法的进行可不会导致失控的设备结垢或不理想地产生高产量的焦油和含残油的副产物。还有，令人惊奇的是，完全氢化的原油可以在蒸汽裂化器中基本上完全汽化和导致增加的石化产品收率。转化和汽化还可以得到蒸汽助推的闪蒸汽化的援助。此外，严格的氢化还可以大大减少蒸汽裂化器焦油的产生。

在优选实施方案中，选择要蒸汽裂化的加氢处理器流出物包括沸点为700℉(371℃)到900℉(482℃)的较大馏分。在另一个优选实施方案中，如果加氢处理器流出物含有残油，它可以首先处理，以除去一部分残油，例如沥青质，之后将处理过和氢化的含残油的材料进料给热解单元(蒸汽裂化器)的对流段或辐射段。下面论述优选的除去不希望有的残油部分的方法。

本文所使用的原油是指从井口、生产油田设施、运输设施或其它初始油田加工设施流出的全原油，任选包括已经通过脱盐、处理步骤和/或为了可以在炼油厂中进行普通蒸馏所需的其它步骤进行加工的原油。本文所使用的原油被假定含有残油，除非另有规定。

原油馏分通常由炼油厂管式蒸馏釜获得。虽然由炼油厂管式蒸馏釜获得的任何原油馏分可以用于本发明，但本发明提供的显著优点是，仍然含有存在于由井口获得的全原油中的全部或一部分初始残油的原油或原油馏分可以进行加氢处理和随后用作蒸汽裂化器的原料。在一个实施方案中，进料给加氢处理单元的原油或其它原料可以包括至少1wt％残油，优选至少5wt％残油，更优选至少10wt％残油，还更优选至少20wt％残油。

本文所使用的残油是指本领域中另外称为渣油或残渣的重质石油化合物的复合混合物。常压残油是当最重质的蒸馏产物的端点标称是650℉(343℃)时在常压蒸馏中生产的底部产物，被称为650℉+(343℃+)残油。减压残油是当最重质的蒸馏产物标称是1050℉(565℃)时由在真空下的塔得到的底部产物，被称为1050℉+(565℃+)残油。(措词“标称”在这里是指，明理的专家可能对这些措词的确切分馏点有不同意见，但可能不超过+/-50℉(或至多+/-100℉)。该1050℉+(565℃)部分含有沥青质，它们传统上被认为是蒸汽裂化器的不利因素，导致装置的腐蚀和结垢。本文所使用的术语“残油”是指650℉+(343℃+)残油和1050℉+(565℃+)残油，除非另有规定；注意，650℉+(343℃+)残油包含1050℉+(565℃+)残油。根据本发明，至少一部分的650℉+(343℃)残油，直至至少1050℉+(565℃)沸点馏分，被汽化，例如在(i)加氢处理过程中，(ii)当与蒸汽结合时，和/或(iii)当加氢处理装置和蒸汽裂化之间，例如在闪蒸分离过程中压力被减低或闪蒸泄放时。

残油还可以通常含有高比例的不希望有的杂质，例如硫和氮以及高分子量(C12+)环烷酸类(根据ASTM D-664按TAN测定)。本发明的又一个优点是，可以容易地处理含有大量的一种或多种这些杂质的原料。作为一种具体杂质的实例，大量的硫可以存在于多环杂环中。通过加氢处理含有这些物质的残油，不仅硫作为H₂S被除去，而且杂环被打开，产生大量的单环芳烃物质，它们通常本身是有价值的商品，还是优选的蒸汽裂化器原料。

本文所使用的术语“加氢处理”被定义为包括在氢的存在下处理烃原料以氢化或另外引起氢与至少一部分原料反应的那些方法。这包括、但不限于包括在氢的存在下，优选还在压力下在加氢处理步骤中加热含残油的烃原料流的步骤的方法。加氢处理还可以包括、但不限于称为加氢精制、加氢处理、加氢脱硫(HDS)、加氢脱氮(HDN)、加氢脱氧(HDO)、加氢精制和加氢裂化的方法。

本文所使用的术语“蒸汽裂化器”还更通常称为热解单元或热分解炉或热解炉。蒸汽虽然是任选的，但通常因为一个或多个原因而添加，例如为了减小烃分压，控制停留时间和/或最大限度减小焦炭形成。在优选实施方案中，蒸汽可以是过热的，例如在热解单元的对流段中，和/或蒸汽可以是酸性的或处理过的工艺蒸汽。

通常在将原料输送到管式蒸馏釜之前进行脱盐。当来自管式蒸馏釜的残油要进行加氢处理时，进料给炼油厂的原油原料常常是二次脱盐的。脱盐通常除去金属盐例如NaCl。然而，脱盐的原油和原油馏分仍然可以含有相对高浓度的一种或多种杂质例如环烷酸，硫和/或氮。本发明的另一个优点是，含有这种环烷酸、硫和/或氮杂质的一种或多种的原油和原油馏分很容易处理。

在优选实施方案中，其中原料包括含有较多量的1050℉+(565℃+)残油，例如10wt％或更多残油，或20wt％或更多残油的原油或常压残油，含残油的原料在加氢处理后可以输送到热解装置的对流段，在那里它被加热。然后，可以将加热的原料输送到减粘裂化器或其它蒸气液体分离装置以除去最重质的馏分(例如主要是沥青质和1050℉+(565℃+)馏分)。优选地，这种装置是热整合的。热整合为减粘裂化器或分离器提供了附加的效率。

除了在加氢处理期间发生的残油馏分的初始热裂化以外，大部分的附加裂化、转化和闪蒸分离发生在减粘裂化器/分离器内。该进一步裂化和转化通过施加异常高的分离/减粘裂化温度达异常短的接触时间来引起，从而最大限度减小焦化或将焦化控制至可接受的水平。当含残油的原料在对流段中被加热至低于650℉(343℃)和甚至至多仅达到700℉以及原料在液体-蒸气分离装置内具有较短停留时间时，热裂化很少发生到没有发生，通常仅仅在这些条件下汽化的分子能够被分离，例如，通常非残油类组分。然而，当根据本发明在对流段中含残油的原料被加热到700℉(371℃)以上，优选750℉(399℃)以上时，还更优选780℉(415℃)以上并且在液体-蒸气分离设备中具有较长停留时间时，残油馏分发生了大量的进一步的热裂化。为了最大程度将残油转化为低沸点馏分，希望在工艺中尽可能早地开始裂化残油馏分。根据本发明，在加氢处理单元中引发早期热裂化，然后在减粘裂化/分离步骤中支持进一步的热裂化，这样使汽化的原料部分最大化。根据理论，在工艺早期产生的增高浓度的低沸点馏分有助于或促进残油进一步断裂、裂化和/或转化为低沸点馏分。这包括沸点达到和超过1100℉+(593℃)馏分的残油馏分，甚至一部分高达1400℉(760℃)的残油馏分的转化和裂化。

当加氢处理单元的流出物被加热(包括再加热)到780℉(415℃)以上，例如780℉(415℃)到900℉(482℃)并且在减粘裂化器或其它分离器中处理时，仍然还有650℉+(343℃+)残油馏分的热裂化发生，包括沸点高达和超过1050℉+(565℃)的那些残油馏分。在接近900℉的更高温度下，停留时间可以缩短至比现有技术加氢处理或残油加氢精制的接触时间不通常更短的接触时间。

令人惊奇的是，这样在未转化的1050℉+(565℃)残油中发生而没有形成大量的焦炭、结垢或固体。这类热裂化和蒸气液体分离过程可以被描述为“减粘裂化”。优选地，分离和加热是整合方法。本文所使用的术语“整合”是指“热整合”在于蒸气液体分离设备或减粘裂化器通过管道连接于蒸汽裂化器，并且与蒸汽裂化器相邻或比较接近蒸汽裂化器，使得原料可以在裂化器的对流段中加热，进料给减粘裂化器，然后将减粘裂化器的顶部产物回进给裂化器，这样具有最小的热损失和优选不需要分开与减粘裂化过程有关的加热。

蒸气液体分离设备另外被称为“减粘裂化器”，“分离槽”，“分离罐”和“蒸汽液体分离器”，这些术语可以互换使用。在本文还提到“减粘裂化器”，它用作蒸气液体分离设备，区别特征是它通常在比一些其它分离器更高的温度下操作，还有利于原料的进一步热断裂和裂化。术语“闪蒸槽”、“闪蒸罐”、“减粘裂化器”、“蒸气液体分离器”和“闪蒸分离器”也是通常具有类似含义的公知术语，在这里可以基本上互换使用。例如，分离罐还可以被称为减粘裂化器，或者蒸气-液体分离器。术语“闪蒸”通常是指通过减压和/或升温，容器或物流内的至少一部分材料进入从液体变为蒸气的相改变。因此，“闪蒸分离”可以由于闪蒸槽的进口或闪蒸槽内的减压而在“闪蒸槽”内发生。

在更优选的实施方案中，该材料通过减粘裂化或温和的热裂化来处理，以通过牺牲底部产物来提高蒸气相的比例。在一些分离方法中，例如在高压分离器和/或闪蒸分离器中，原材料还可以分离为底部馏分，其基本上是液体馏分，以及顶部馏分，其基本上是蒸气相馏分。底部馏分或液相可以在其中包括残油馏分。蒸气馏分还可以含有来源于残油馏分的组分。优选地，底部馏分和蒸气馏分流出物各自含有来源于残油馏分的组分，虽然底部流出物的残油馏分的组成不同于蒸气流出物。从而，蒸气料流和底部物流的每一种可以进行蒸汽裂化。

减粘裂化是公知的、非催化的、温和的热裂化方法，其使用热量将重质烃油和残油转化或裂化为更轻质组分，有时更有价值的产物，例如环烷油，馏出物和焦油，但热量不至于引起碳化。烃原料可以在所需压力下加热至所需温度，例如在炉或裂化反应容器内。所使用的方法例如可以是盘管型的，其用于高温-短停留时间，或者裂化反应方法，其用于低温-短停留时间加工，视需要获得所需的断裂的产物混合物。烃原料流可以进行热裂化，以通过在液相中裂化分子而减低烃分子的粘度和链长度。例如参见Hydrocarbon Processing，1978年9月，106页。当在骤冷以停止反应之前重质烃或残油在高温，通常700℉(371℃)到900℉(371℃到482℃)下热裂化几分钟时，发生了减粘裂化。一些残油分子裂化或断裂，产生能够通过标准大气压和真空蒸馏除去的组分。减粘裂化器中的残油转化率随温度的增高和停留时间的增加而增高。高强度减粘裂化使1050℉+残油的转化率最大化，通过将减粘裂化器原料在高于840℉(450℃)下裂化可能合理的最长时间来完成，而不形成大量的焦炭或碳化。

本发明的一个关键方面令人惊奇的是，用首先严格加氢处理的含残油的原油物流或馏分，如高度氢饱和并且大部分的残油已经裂化的原油，与未加氢处理的重质原油相比，可以获得高于先前已知的减粘裂化转化率。本发明改进的减粘裂化方法和特性据信归因于加氢处理器流出物的残油部分的高氢含量和归因于在氢化方法中进行的初始裂化所产生的轻质馏分的增加。

在本发明的一个优选实施方案中，引起尤其严格的减粘裂化，例如在超过800℉(427℃)的温度下的减粘裂化在蒸气液体分离设备(减粘裂化器)中发生，优选如上所述该设备与蒸汽裂化器整合(热整合)。整合的蒸气液体分离设备可以每两周一次排出料流以除去焦炭。这能使该分离设备以比典型减粘裂化器明显更高的焦炭收率操作，该典型减粘裂化器可能需要在为了除去焦炭的停工之间运行几个月，至少部分由于这种系统脱焦炭的复杂性和所需时间。减粘裂化的蒸气顶部产物(其包括来自裂化残油的馏分)然后可以进料给蒸汽裂化器，用于进一步裂化为包括轻烯烃物流的其它产品。

虽然轻质减粘裂化残油分子(尤其沸点低于750℉(＜400℃)的残油材料)不用附加处理而汽化，但蒸汽汽提对于重质减粘裂化分子(例如其沸点超过750℉(＞400℃))的汽化可能是必要且有帮助的。减粘裂化反应是足够快的，使得可以将吹扫蒸汽和/或轻质烃类加入到蒸气液体分离设备中，以汽提减粘裂化的分子。这增加了蒸气-液体分离设备中汽化的烃的比率。加热还可以用于提高残油转化率。

减粘裂化可以通过改变蒸气液体分离设备内液相的停留时间来控制。在一个优选实施方案中，液相水平可以升高至基本上填充蒸气液体分离设备的顶部空间，因此将残油分子的停留时间增加至足以影响至少部分减粘裂化的程度。优选地，减粘裂化器至少一半(50％)充满液体，更优选至少75％充满液体，在某些实施方案中，最优选至少90％充满液体，以该容器的总体积为基准计。加热还可以加速液相中的减粘裂化，其液体残留物作为底部物流在蒸气-液体分离设备的下部收集。在本发明的一个实施方案中，蒸气-液体分离设备的下段中的加热器与蒸汽裂化炉的对流段联合使用，如果需要，以提供附加热量。附加的热可以有助于保持残油足够热，以继续反应并使750℉(399℃)到1050℉(565℃)残油达到显著的减粘裂化转化。

优选的蒸气液体分离设备或闪蒸槽以及它们与热解单元的整合以前在US专利申请公开号2004/0004022，20040004027和2004/0004028中有描述，最近在2005年2月28日提交的US申请序号11/068,615，2004年5月21日提交的10/851,486，2004年5月21日提交的10/851,546，2004年5月21日提交的10/851,878，2004年5月21日提交的10/851,494，2004年5月21日提交的10/851,487，2004年5月21日提交的10/851,434，2004年5月21日提交的10/851,495，2004年5月21日提交的10/851,730，2004年5月21日提交的10/851,500，2005年5月20日提交的11/134,148，2004年10月28日提交的10/975,703，2004年7月14日提交的10/891,795，2004年7月14日提交的10/891,981，2004年7月16日提交的10/893,716，2004年12月10日提交的11/009,661，2005年7月8日提交的11/177,076；和2005年9月20日提交的11/231,490中有描述。另一种有效用作本发明的蒸气-液体分离设备的优选装置在US专利No.6,632,351中被描述为“蒸气/液体分离器”，例如减粘裂化器。减粘裂化在上述US专利Nos.10/851,486；11/134,148；11/009,661中有论述。

在本发明的方法中，减粘裂化器或蒸气-液体分离设备优选在700℉(371℃)到900℉(482℃)，更优选750℉(399℃)到900℉(482℃)，还更优选780℉(415℃)到900℉(482℃)和最优选800℉(427℃)到875℉(468℃)的温度下操作。让加氢处理和部分裂化的含残油的材料通过蒸气-液体分离鼓，同时由其经历一些压降，以获得顶部蒸气和底部液体，在这里还可以称为“闪蒸”(或其它变体，取决于上下文)。

本发明的另一个方面涉及蒸气裂化器原料的API比重和硫含量。已知的是，蒸气裂化器原料质量随着原料的API比重的增加和硫含量的降低而改进。本发明人令人惊奇的发现，富含硫和富含高沸点多核环烷烃、多核芳烃和部分饱和的多核芳烃的原料(其往往具有较低的API比重)，当首先加氢处理时，能够是蒸汽裂化器的优选原料。

本领域还公知的是，原油的比重和硫含量随沸点的增高而增高。为此，富含具有15-40API比重和1-4wt％硫的来自原油的减压残油的原料可能是本发明方法的某些优选的原料。残油加氢处理在原料的整个沸程中除去硫。大量的氢被消耗，从减压残油中除去杂原子，并且使减压残油中含有的多核芳烃饱和。残油加氢处理可以伴有残油分子催化裂化和热裂化为可以通过标准分馏法分离的组分。最初，发明人探寻获得高于50％1050℉+转化和高于90％脱硫的残油加氢处理条件。发明人令人惊奇地发明了一种方法，其中残油加氢精制器(残油加氢处理器)中的1050℉+转化是不必要的，这是因为该功能可以地通过在单独步骤中将残油加氢精制器流出物减粘裂化来实现。

残油加氢处理在工业上在其它精炼方法中用于预处理常压残油(其含有25-35wt％减压残油)，以便用作FCC单元的原料。在该方法中，加氢处理的残油的焦炭收率通常是5-8wt％。这意味着，进料给整合的残油加氢精制器和FCC单元的残油原料的92-95％被转化为液体和气体烃产物，仅仅5-8wt％作为低价值焦炭损失掉。

发明人令人惊奇地发现，通过将残油加氢处理、减粘裂化和蒸汽裂化整合以生产烯烃，可以获得类似的结果。在本发明的方法中，加氢处理的残油被减粘裂化，来自减粘裂化器的汽化顶部产物被蒸汽裂化。发明人令人惊奇地发现，这种方法产生了6-9wt％减粘裂化器底部产物(类似于FCC中生产的焦炭，但价值更高)和91-94wt％蒸汽裂化器产物。

为了充分利用本发明方法的减粘裂化能力，在实施方案中优选的原料可以含有20-50wt％减压残油，一些原料甚至可以是全原油。残油加氢处理消耗了大量的氢。发明人注意到，氢将引入到减压残油原料中，产生仅可用作燃料油的加氢处理流出物材料，其价值低于所需化学品(例如轻烯烃)的价值。如前所述，本发明的方法的一个目的是提高蒸汽裂化器原料的氢含量，同时最大限度降低剩余残油氢含量的增加，该剩余残油通常作为低价值燃料油出售。严格的加氢处理和减粘裂化的整合令人惊奇地实现了该目的。减粘裂化有效地从多核环烷烃和芳烃构成的核上除去高氢含量的侧链。减粘裂化器中的结垢通过限制温度和控制停留时间而被限制，从而避免了焦炭的过渡形成或设备的结垢。

原油或它的含残油的馏分，尤其常压残油，减压残油或任何含残油或沥青质的炼油厂或化学中间物流也可以是本发明方法加氢处理器的优选原料。当原料包含高于0.1wt％或优选高于5.0wt％沥青质时，有利地使用蒸气液体分离设备在进入热解单元的辐射段之前除去沥青质。优选地，如上所述，蒸气液体分离设备(减粘裂化器)可以有利地与热解单元热整合，使得原料在进入蒸气液体分离设备之前在热解单元的对流段中预热。因此，术语“整合的蒸气液体分离设备”就像在本文中所使用的那样。作为替代，蒸气-液体分离设备可以基本上不与裂化器热整合，使得减粘裂化器具有其自身的独立或补充热源，使得沥青质和任何不饱和或未裂化残油在原料进入热解单元的辐射段之前被除去。整合和非整合的构型均在本发明的范围内。

优选的原料可以包括具有高浓度焦油的烃原料流以及原油馏分如拔顶原油(“拔顶原油”是大约500-600℉(260-315℃)的馏分和更高级馏分)。通常，拔顶原油与常压残油同义使用。然后，任何原油或含残油的原油馏分可以有利地根据本发明的方法处理以获得化学产品(轻烯烃和/或单环芳烃)，不论其中残油的含量如何。

以下实施例用于说明而不限制本发明。许多改造和变型是可能的，应该理解的是在所附权利要求的范围内，本发明的实施可以与这里所具体描述的不同。

在以下附图中，“HDP”是加氢处理装置，“HPS”是高压分离设备(例如，在压力下分离气体和液体的具有液位控制的槽)，“蒸汽裂化器”是热解装置，以及“蒸汽裂化器产品回收”是包括一个或通常几个分离步骤，例如蒸馏塔的系统。所有这些装置或系统单独来看可以基本上是普通装置，并且分别在本领域中是已知的。

参考示例性附图，图1是说明本发明的一个实施方案的工艺流程图，其中含残油的原料8在加氢处理单元10中加氢处理，然后输送到蒸汽裂化器20以获得多个产品41-44，其包括烯烃42。蒸汽裂化器20本身的设计细节不是本发明的主题。加工条件通常可以很容易由本领域技术人员来确定。本领域中已知的非常规蒸汽裂化设计，例如通过将过热固体或气体与包含残油的液体原料直接混合来加热的炉也被发明人考虑用于这里描述的本发明。

制备用于蒸汽裂化的含残油的原料的本发明方法的一个实施方案包括通过将原料在超过700℉(371℃)，优选高于750℉(399℃)，更优选超过780℉(415℃)的温度下加氢处理而严格加氢处理原料。该方法还包括通过将加氢处理器流出物在减粘裂化器类蒸气-液体分离器中保持、加热和进一步转化而进一步改进加氢处理器流出物。优选地，减粘裂化器与蒸汽裂化器热整合。在图1所示的热整合方法中，将常压残油8输送到普通加氢处理器(HDP)10，例如固定床加氢处理器。许多HDP单元可以市购，尤其随催化剂和配置而改变，例如可以从ExxonMobil购得。HDP本身的设计细节不是本发明的主题。HDP的加工条件通常很容易由本领域技术人员确定。石化产品回收(轻烯烃和芳烃)很大程度受HDP 10、减粘裂化器类蒸气液体分离器30以及蒸汽裂化器20中选择的加工条件的影响。

HDP单元的氢化原料14然后输送到一个或多个分离装置(未示出)，以回收氢，降低压力和降低温度。包括氢和轻质碳产品例如C2和以下的物流可以再循环12，回收包含C2沸程(C2+)和更高级(例如达到1500℉)的产品的氢化流出物流14用于进一步处理。注意，在许多情况下，再循环物流12可以含有H₂S，它优选在进入HDP单元10之前被除去，例如通过膜、吸收剂等。HPS的底部物流(未示出)可以分割为两个或多个物流。除了用于本发明的方法以外，该底部物流(未示出)可以再循环到残油加氢处理器10，或者通过常规蒸馏和精炼来进一步加工。

在原料14仍然含有沥青质的情况下，它们可以有利地在进入蒸汽裂化器20的辐射段24之前除去。上文以及下面的实施例更充分论述了除去沥青质的方法的实例。虽然在图1中没有详细示出，但氢化C2+物流14可以在进入蒸气-液体分离设备30之前在蒸汽裂化器20的对流段22中预热，其中包含如果没有预先除去的沥青质的(标称)1050℉+残油可以作为底部产品32从蒸气-液体分离设备30中除去。蒸气34返回到对流段22，优选不用冷却或冷凝。图1中示意地称为“S/C炉”20的装置是蒸汽裂化炉的普通实例，它的细节也不是本发明的主题，除了蒸气液体分离设备30的整合以外，其已经在本文其它地方论述的参考文献中有描述。分离设备30优选起减粘裂化器的作用在于设备30分离、暂时保持和进一步加热预先在加氢处理器中加热的物流。从而，在加氢处理器中引起初始裂化，产生一些轻质馏分，然后在减粘裂化器中引起后续裂化。通过加氢处理器中产生的轻馏分，附加减粘裂化产生的轻质分子，进一步附加注入到减粘裂化器和/或在减粘裂化器之前注入的蒸汽，以及任选通过闪蒸压降，可以实现基本上完全的汽化。分离器30还优选与裂化器20热整合在于该分离器与蒸汽裂化器20足够接近，使得该分离器优选不需要附加或单独的加热，以有利于分离器30中的减粘裂化类分离。从而，分离器30可以与蒸汽裂化器20“整合”。压力优选在将分离的料流输送到蒸汽裂化器之前降低到50-100psig。

虽然在图1中没有详细示出，但在一个优选实施方案中，氢化的C2+物流14在蒸汽裂化器20的对流段22中在足以引发氢化残油的热裂化的温度下在通过管道33输送到蒸气液体分离设备之前加热，其中包含沥青质的(标称)1050℉+残油作为底部产物32从蒸气液体分离设备30中除去。蒸汽(未示出)可以添加到蒸气液体分离设备中，以增加作为蒸气34除去的原料的比率。本发明的另一个方面是，对于既定的处理温度(尤其高沸点残油)，升高减粘裂化器分离器中的液位可以增加液体停留时间，从而进一步提高残油馏分的转化率。减粘裂化器包括将液体馏分与蒸气馏分分离的蒸气-液体分离容器或设备，其中该分离容器包括优选占容器体积的至少50％的液体体积。优选地，分离容器的液位至少等于或高于容器的75体积％，还更优选高于80体积％，最优选高于容器体积的90％。

蒸气34(其包括已经热裂化(还称为破坏性蒸馏)的残油分子)可以返回到对流段22。这样，蒸汽裂化器20的对流段22可以将1050℉+减压残油转化为轻质分子。最终，燃料油产量减低，石化产品产量(例如所需的轻烯烃和单环芳烃)增加。如果温度太高或原料的停留时间太长，在热减粘裂化器蒸气-液体分离设备30中，可以引起焦炭形成。如果发生这种情况，该方法可以不理想地在蒸气-液体分离设备30中填充焦炭，这需要中断该方法。在优选实施方案中，控制蒸气液体分离设备30中的温度和停留时间，以仅允许少量焦化。例如，每隔15-40天可以停工蒸汽裂化器，以容易地从炉20的辐射段24、管道和/或如果需要的话从分离器30中除去可接受量的焦炭。本发明的方法可以采用已知方法和设施从蒸气-液体分离设备30和蒸汽裂化炉20的对流段22和辐射段24的管道中除去焦炭。因为在减粘裂化和蒸汽裂化之间的这种协同效应，本发明的方法可以在比普通减粘裂化器更高的严格性下减粘裂化原料中的残油，常规减粘裂化器被设计成在需要除焦之前运行几个月。

图1中示意性表示为“S/C炉”20的装置是蒸汽裂化炉的普通实例，除了蒸气液体分离设备的整合(图1未示出)以外，它的细节也不是本发明的主题，并且已经在本文其它地方提到的参考文献中有描述。

在另一个实施方案中，包含1050℉+(565℃+)残油的加氢处理器流出物14的全部或任何馏分可以在蒸汽裂化器20中或通过单独的热源加热到足以引发热裂化、但又不至于引起显著焦化的温度。裂化物流可以在该温度下保持足够长的时间以获得1050℉+残油的5wt％(低严格性)到60wt％(高严格性)的转化率(即，材料从包括1050℉(565℃)残油的高沸点残油转化为低沸点材料)但又不至于导致显著焦化的足够短时间。每一种具体原料的最佳温度和时间(“在某种温度下的时间”)都是不同的，可以由本领域技术人员通过常规实验确定。在某种温度下的时间通过将热底部材料骤冷而选择性终止，以避免结垢或焦化。基于本公开内容，本领域技术人员通常将这认为是减粘裂化。在减粘裂化蒸气-液体分离步骤中，其中(标称)未断裂的1050℉+残油和/或沥青质作为底部产物从蒸气-液体分离设备中除去，以及全部或一部分的减粘裂化器蒸气流出物34在进入辐射段24之前输送到蒸汽裂化器20，优选输送到对流段22。分离的蒸气在辐射段24进一步加工和裂化，从而获得包含所需轻烯烃42的蒸汽裂化器流出物26。

本发明提供的一个重要优点是通过加氢处理器流出物14的高严格性加氢处理和减粘裂化，不论是在蒸汽裂化器之前配置并且具有附加或单独热源的减粘裂化器中，还是与蒸汽裂化器整合的减粘裂化器，均能够获得高转化率，例如富含氢的750℉+(399℃+)残油和甚至1050℉+(565℃+)材料的大部分的至少50wt％，或甚至高于50wt％，例如高达55wt％和甚至高达60wt％。这样提供了具有高于13wt％氢的蒸汽裂化器原料34(或者进料给辐射段24的原料，在减粘裂化器与蒸汽裂化器的对流段22整合的情况下)。减粘裂化设备30的底部产物32在某些实施方案中可以包括低于11.5wt％氢，可以用作燃料油和/或再循环到加氢处理器，或者进料给另一处理单元例如催化转化系统。

在图6中示意性说明的实施方案中，本发明的方法将残油加氢处理10、加氢处理的残油减粘裂化30和蒸汽裂化20的步骤整合。可以操作常规减粘裂化器来执行本发明的操作参数，从而将馏出的蒸气和/或液体与未转化的残油原料分离。从残油加氢处理器10和/或减粘裂化器30获得的馏出液体和/或蒸气在蒸汽裂化器20中处理，以生产出石化产品。该实施方案的至少一个明显优点是，不需要将蒸气液体分离设备与蒸汽裂化器20的对流段直接整合。

将蒸汽裂化器20的产物输送到蒸汽裂化器产品回收段(图6未示出)，在那里可以通过分离，通常通过蒸馏来回收各种产品。“化学品”物流包括乙烯、丙烯和丁烯类。分离本身是常规技术和不是本发明的主题。

某些变型是本领域技术人员所显而易见的。例如，一个或多个蒸气-液体分离设备可以与其它分离设备如膜交换，而与蒸汽裂化器整合虽然是一个优选实施方案，却是任选的。然而，在热解单元(蒸汽裂化器)的辐射段之前除去沥青质是高度优选的。膜尤其可用于例如将极性物质与非极性物质分离(例如，在HDP单元之前)。

在图6所示的实施方案中，其中本发明的方法将残油加氢处理10、加氢处理的残油减粘裂化30和蒸汽裂化20的步骤整合，可以操作常规减粘裂化器来将馏出的蒸气和/或液体从未转化的残油原料分离出来。从残油加氢处理器和/或减粘裂化器得到的馏出液体和/或蒸气在常规蒸汽裂化器中处理，以形成石化产品。该实施方案的至少一个重要优点是，不需要将蒸气-液体分离设备与蒸汽裂化器的对流段直接整合。

图2是说明本发明的实施方案的工艺流程图，其中含残油的原料8进行加氢处理10和然后输送14到蒸汽裂化器20，以获得包括烯烃在内的各种产品。

在图2所示的方法的实施方案中，原料8(其在优选实施方案中是常压残油)输送到常规加氢处理器(HDP)10，例如固定床加氢处理器。再次，HDP的设计细节本身不是本发明的主题。图2中提供了HDP步骤10的示例性工艺条件，然而，如本领域技术人员所认识到的，这些条件可以改变并且可以通过常规实验来确定。一个或多个HDP装置的实际条件根据具体原料和/或所需产物与蒸汽裂化器条件和减粘裂化器条件整合而改变，但良好的起点将是2200±500psig(总压力)，725±100℉(在反应器出口测定)，在0.1-0.3WHSV下处理的3000±200SCFB氢。

将加氢处理原料14输送到在例如图2中规定的条件下操作的高压分离器15，该条件也可以改变，并且由本领域技术人员通过常规实验测定，取决于原料和所示系统中其它装置的操作条件。顶部物流16通过以箭头穿过圆的常规方式表示的换热器17，可以由沸点为例如650℉或更低的馏出物组成。冷却的顶部物流18可以输送到图2所示的第二HPS19中，如所示在90℉点下分离该物流，以获得包含C3材料和更高碳数材料(包括石脑油和重质馏出物)的底部物流21(它可以输送到蒸汽裂化器20)和包含氢、甲烷、乙烷和H₂S的顶部物流23，顶部物流再循环，优选在例如通过膜、吸收剂等除去H₂S之后。

在图2所示和说明的示例性实施方案中，从第一HPS15得到的底部物流35可以包括沸点在650℉以上的材料。在一些实施方案中，底部物流35可以再循环或与第二HPS19的底部物流21混合，然后减压55。实际上，通常一部分(例如0-90wt％或40-60wt％)再循环(未示出)，一部分35(例如10-100wt％或40-60wt％)混合和减压。与90℉液体混合冷却了来自第一HPS15的液体35，减少了在减压时发生的闪蒸量。

在另一个实施方案中，包含残油和例如减压瓦斯油(VGO)的来自残油加氢处理器10的合并液体流出物14可以在蒸汽裂化器20的对流段中预热，然后将来自整合的蒸气-液体分离设备的蒸气回输到对流段，然后引入或输送到蒸汽裂化器的辐射段，在那里被裂化。由1050℉+馏分组成(在本优选实施方案中)的来自整合的蒸气液体分离设备的底部物流包括沥青质。

蒸汽裂化器20的产品26可以输送到蒸汽裂化器产品回收段40，在那里可以通过分离，通常通过蒸馏回收各种产品41-44，如图2所示。“化学品”物流42例如包括乙烯、丙烯和丁烯类。每一蒸汽裂化器20可以与它本身的产品回收装置40整合，或者单一产品回收单元40可以处理两个蒸汽裂化器流出物26、38。

某些变型对本领域技术人员是显而易见的。例如，可以增加其它分离设备，例如膜或真空塔。膜尤其可用于例如分离极性物质与非极性物质(例如在HDP单元之前)或将芳烃与非芳烃物质分离(例如，在图2中的第二HPS单元之后和在蒸汽裂化器之前，将非芳烃输送到蒸汽裂化器以及将芳烃再循环到加氢处理单元)。

图3示出了本发明的另一个优选实施方案。图3与图2类似，只是在图3中，加热到100-200℃以保持流动性、现在基本上不含金属并且包含极少的硫的来自产品回收装置40的焦油44可以输送到HDP10，优选用一种或多种650℉+再循环物流23和/或原料8，或者这些材料的一种或两种的一部分稀释。

图4示出了本发明的又一个实施方案。图4与图3类似，只是提供第二HDP单元70、第二换热器72和第三HPS单元74。如图4所示，来自第三HPS单元74的材料76(例如400-650℉(204-343℃)液体)作为原料输送到第二HDP单元70。焦油44任选再循环到第二HDP单元70。图4进一步使用蒸气-液体分离设备25(图4中的闪蒸)，以便将900℉-蒸气36与900℉+残油37分离。900℉-蒸气36(与蒸汽31混合)可以直接输送到常规蒸汽裂化器20，无需整合的蒸气-液体分离设备。900℉+残油37可以输送到包括所要进行减粘裂化的整合的蒸气-液体分离设备30的蒸汽裂化器50。蒸气-液体分离设备30可以在各种条件下操作，这很容易被本领域技术人员所理解。在另一个变型(未示出)中，一部分的焦油44可以与常压残油8混合，一部分与第三HPS单元的底部产品76混合。

基于本公开内容，本领域的普通技术人员会认识到，在上述图1-4的任何一个中，减粘裂化器可以布置在一个或多个蒸汽裂化器之前。如果减粘裂化步骤在热解步骤之前，根据本发明，与热解炉整合的蒸气液体分离设备将是任选的。这可以参考以下实施例和下述其它附图来说明。

参考图5，减粘裂化在与蒸汽裂化器20整合的蒸气液体分离设备30中完成。在图5所示的实施例中，原油在1个大气压下蒸馏，直到剩余的油达到600℉(大约315℃)。重质油(残油)进行分析(参见表1)。重质油(残油)与氢混合，通过加氢处理器10，在0.2WHSV、695℉和2000psig总压力下处理。分析加氢处理器流出物14(参见表1)。加氢处理器的液体产物14然后进行真空蒸馏(图5未示出)以分离出减压残油。蒸馏获得82wt％馏出物(1050-)和18wt％减压残油(1050+)。分析结果在表1中提供。

可以估计将18wt％减压残油减粘裂化30的结果。由于原料14的高氢含量(12.5wt％)，在大量焦炭开始形成之前，减粘裂化器30中的高转化率是可能的。严格的减粘裂化产生40％收率的含至多10.8wt％氢的减压残油和60wt％收率的具有13.5wt％H的氢含量的顶部产物。计算的减粘裂化器顶部产物的氢(H)含量接近馏出的残油加氢精制液体的H含量。因此，可以假定，将减粘裂化器顶部产物加入到馏出的加氢处理液体中不会显著改变蒸汽裂化收率。来自残油加氢处理步骤的93wt％馏出材料物流34然后可以用作蒸汽裂化器原料。表2提供了蒸汽裂化的收率，其基本上与图5中所示的收率相同。这些实施例中报告的实验模拟工业规模的操作，如图5所示和整个说明书所描述的。

                                            表1

	原油常压残油	加氢处理器流出物	1050-	1050+
					API比重	17.8	27.0	30.0	17.5
Wt％H	11.3	12.9	13.1	12.5
					Wt％S	4.2	0.15	0.01	0.3
Wt％C5-	0.0	3.0	5.0	0.0
					Wt％C5-1050℉	64.0	80.0	95.0	0.0
Wt％1050+	36.0	18.0	0.0	100.0
					链烷烃	16.0		27.0
环烷烃	19.0		39.0
					单环芳烃	8.0		26.0
双环芳烃	15.0		7.0
					三环芳烃	17.0		2.0
四环芳烃	13.0		0.0

表2-蒸汽裂化收率：加氢处理器1050-液体

	蒸汽裂化器收率，wt％
		燃料气	10
乙烷/丙烷	5
		乙烯	21
丙烯	13
		C4’s	10
BTX	9
		其它SCN	11
焦油和瓦斯油	21

表1中的结果表明，进料给残油加氢处理步骤的原料含有36wt％的沸点在1050℉以上的材料。加氢处理步骤的产物含有18wt％的沸点在1050℉以上的材料。常规加氢处理导致原料的减压残油馏分的50％转化率。这意味着，加氢处理和随后真空蒸馏获得了具有18wt％减压残油和接近80wt％适合作为蒸汽裂化器原料的液体的产品。18wt％减压残油主要富含氢，但仅仅能够作为低硫燃料油出售，除非进一步处理。希望降低低硫燃料油的收率和提高蒸汽裂化器原料的收率。减粘裂化步骤将大约60wt％的12.5wt％H、1050℉+加氢处理器流出物转化为蒸汽裂化器原料。未转化的1050℉+残油加氢精制流出物含有10.8wt％H，它类似于进料给残油加氢处理器的原料的H含量(11.3wt％)。残油加氢处理和减粘裂化的结合导致进料给加氢处理器的原料的减压残油部分具有80％总转化率。7wt％低硫燃料油(图5中的“残油”)具有与残油加氢处理器原料类似的氢含量，所以在残油加氢处理器中几乎没有氢消耗，作为燃料油出售给消费者。反而，原料进行残油加氢处理能使减粘裂化以不寻常的高转化率进行。将严格加氢处理的残油进料给减粘裂化器还据信是本领域中以前没有认识到的本发明的实施方案的重要优点，因为全然不清楚为什么它可用于减粘裂化根据本发明的原料，与现有技术中将该原料进料给焦化器或FCC单元相反。

使用与在上表中列举的那些类似的原料和条件的残油加氢处理用于预处理用作FCC单元的原料的残油。在FCC单元中，加氢处理的残油可以5-6wt％的焦炭收率转化为液体和气体产品。非常令人惊奇的是，残油加氢处理与随后的减粘裂化和蒸汽裂化获得了类似的对液体和气体产品的总残油转化率。残油加氢处理、减粘裂化和蒸汽裂化的副产物是低硫燃料油(图5中的“残油”)，它比FCC催化剂上的焦炭具有明显更高的价值。

蒸汽裂化器原料的两个关键参数是wt％氢和wt％多核芳烃。乙烯收率可以与wt％氢密切相关，焦油收率可以与wt％多核芳烃密切相关。图6的残油加氢处理获得的产品具有蒸汽裂化领域中使用的普通VGO的典型氢含量，但具有更低的多核芳烃浓度。

具有＞20wt％芳烃的蒸汽裂化原料的结果是10-20wt％的焦油收率。本发明的方法提供了通过将焦油再循环到加氢处理器而消除或大大减少作为产物的焦油的机会。焦油氢化以及随后的蒸汽裂化能够将焦油基本上完全转化为轻质产品。这是本发明的方法的一个理想的，但不只是必要的方面。蒸汽裂化器焦油预先不正常加氢处理。预期具有结垢、不相容和低反应性的问题。

虽然以上实施方案使用常压残油作为原料来说明，但任何原油或其馏分可以从本发明中受益。在优选实施方案中，原料选自重质原油、减压残油、燃料油、FCC循环油、焦化器瓦斯油、裂化器焦油、拔顶原油和任何其它含残油和/或高浓度多环芳烃物质的原料中的至少一种。这种原料的混合物，例如由原油提供的混合物，也是优选的。图1-6仅仅表示涉及最大限度减少炼油厂能量使用和最大限度提高氢和烃原料源的有效使用的无数可能优化方案中的少数几个。

作为说明再一个实施方案的另外的非限制性实例(它可能是更优选的实施方案)，系统(例如HDP单元)中使用的氢源可以来自甲烷来源，尤其遥远的甲烷。遥远甲烷作为氢源的用途在US专利No.6,784,329中有描述。

最大限度提高遥远甲烷资源的价值是工业上的一个老问题。虽然甲烷具有用于生产氢的优质价值，但通常任何化学品远距离运输都不是经济的。使用遥远地区的甲烷或其它高容量和/或甲烷利用不足的容量的来源将加氢处理装置的原料氢化可能有利于从经济上改进由蒸汽裂化生产有价值产物。措词“遥远”不限于距离，而是被更广义地定义为包括基本上任何适合的甲烷和/或氢来源，它们可能在所述方法中只是不太有价值的选择或者不大有机会用于所述方法。这包括在全世界各地大量生产的甲烷，在进入市场或限定用途方面可能是受限的、高成本的或者不宜的。这种甲烷可以转化为用于本发明方法的氢。

原油通常含有最低10wt％的氢。完全氢化的原油(其中原油仅基本上含有链烷烃和环烷烃，具有＞95wt％的含硫、氮和氧的杂质的转化率)可以含有多达14-15wt％的氢。该饱和裂化器原料在本发明中是高度优选的原料。具有14.5wt％氢的原油的石化产品收率可以比具有10-11wt％氢的原油显著增加。

在遥远地方将甲烷转化为氢的便利方法是采用蒸汽重整单元，该单元可从许多商业来源获得。在蒸汽重整中，轻质烃类如甲烷与蒸汽反应，形成氢和一氧化碳。该反应可用公知的合成气平衡方程式来说明：

CH₄+H₂O《---》3H₂+CO

通常，合成气例如通过用费托催化剂转化为低级烷烃来利用，其可以进料给石脑油裂化器以产生乙烯。然而，根据本发明，氢可以从方程式的产品侧提取，并用于氢化原油或它的含残油的馏分。一氧化碳可以在水煤气变换反应中进一步与蒸汽反应，形成另外的氢(和二氧化碳)。其它反应可以由甲烷产生氢，例如甲烷与氧反应而形成氢和一氧化碳(部分氧化)。

本发明因此允许生产商将加氢处理HDP单元接近在甲烷源(例如偏远的甲烷)布置，将包含残油的原料氢化(例如由位于偏远甲烷附近的井口或通过将含残油的材料运输到偏远的甲烷处)，然后将HDP单元的产物装运到蒸汽裂化器(或者将蒸汽裂化器布置在遥远的来源处)。

除了以上指出的那些以外，本发明还提供了许多优点。在优选实施方案中，本发明提供了一个或多个以下优点：(a)使用最低成本的原料(原料的1050℉+残油和/或多核芳烃和/或杂原子含量高；使用遥远地点的甲烷)；(b)当将在残油加氢精制器和减粘裂化器中的转化结合时，具有高的总1050℉+转化率；(c)包括氢在内的原料与蒸汽裂化器设施的低成本整合，基本上没有运输成本；(d)单一进料简化了热解单元设计和/或维护；(e)减少了残油/沥青质/硫和氮多核分子(“油桶的底料”)的处理/处置问题；(f)为生产芳烃产品的石脑油重整提供了替代方案。

虽然参考具体实施方案大体地描述了本发明，在优选实施方案中，本发明涉及包括下列步骤的方法：(i)获取在比较严格的条件下，例如在优选超过700℉(371℃)，更优选超过750℉(399℃)的温度下处理的包含来自残油加氢处理装置的流出物的原料；(ii)将该流出物在分离器中分离(例如减粘裂化)为顶部物流和底部物流，其中顶部物流包括蒸气；然后(iii)将减粘裂化器的顶部物流输送到蒸汽裂化器的辐射段；(iv)从蒸汽裂化器中获取包含烯烃的流出物。

这可以通过一个或多个以下还更优选的实施方案来改进或提高：其中步骤(iii)特征在于将减粘裂化器的顶部物流作为蒸气输送到蒸汽裂化器，不用冷却或冷凝；步骤(iii)包括将减粘裂化器的顶部物流输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到蒸汽裂化器的辐射段；步骤(ii)包括将流出物输送到蒸汽裂化器的对流段，然后在蒸气液体分离设备中将流出物减粘裂化；步骤(ii)中，减粘裂化器/蒸气液体分离设备与蒸汽裂化器热整合；步骤(i)进一步特征在于将包含原油或原油馏分的原料加氢处理，从而获得加氢处理的原油或加氢处理的原油馏分，其中加氢处理的原油馏分包括残油；步骤(i)进一步特征在于将包含具有＞20wt％或＞25wt％，或＞30wt％1050℉+残油和＞20wt％或＞25wt％或＞30wt％芳烃和＜25wt％或＜20wt％或＜15wt％链烷烃的原油或原油馏分的原料加氢处理，以获得加氢处理的原油或加氢处理的原油馏分，其中加氢处理的原油馏分包括残油；减粘裂化在适合的条件下进行(通常700℉(371℃)到900℉(482℃)，或在其它实施方案中高于850℉(＞450℃)到900℉(482℃)，或者在425-467℃的蒸气-液体分离设备的优选操作范围内，或者在该括号表述中给出的任何下限到任何上限的范围内，例如425-482℃和450-467℃)以提供高于5wt％，优选5-60wt％，更优选50-60wt％，还更优选＞50wt％到60wt％，还更优选＞55wt％到60wt％的＞1050℉+残油至＜1050℉+材料的转化率(换句话说，足以提供上述转化率的“在某种温度下的时间”)；包括将加氢处理的原油或加氢处理的原油馏分减粘裂化的步骤以及后续的获取含残油的馏分和不含残油的馏分的分离步骤，然后将不含残油的馏分蒸汽裂化为包含烯烃的产品的步骤；原料包括含有至少一种杂质的原油或原油馏分，所述杂质选自：(a)以原料重量为基准计，大于1wt％，更优选大于3wt％的硫，(b)以原料的重量为基准计，大于10wt％，优选大于20wt％，更优选大于30wt％的残油，(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0，优选≥1.5，更优选≥2.0，还更优选≥2.5mg KOH/g油，进一步更优选≥3.0mg KOH/g油的环烷酸；步骤(i)将原料中的芳烃物质的至少20wt％，优选至少40wt％饱和；步骤(ii)的产物进一步包括焦油，该焦油再循环到步骤(i)的进料中；进料包括蒸汽裂化器焦油。

本发明的另一个优选实施方案涉及用于由包含残油的原油和原油馏分制备烯烃的整合的加氢处理和蒸汽裂化器系统，该系统包括至少一个加氢处理装置，至少一个高压分离器，至少一个减粘裂化器，至少一个任选具有与之整合的蒸气-液体分离设备的蒸汽裂化器以及至少一个蒸汽裂化器产品回收装置。这可以通过一个或多个以下特征来改进或提高：该系统进一步包括与加氢处理装置设置在同一部位的蒸汽重整器，以将氢供给该加氢处理装置的方式配置；该系统进一步特征在于包括按下列顺序和串联的减粘裂化器和至少一个任选具有与之整合的蒸气-液体分离设备的蒸汽裂化器；该系统不包括整合的蒸气-液体分离设备；该系统包括整合的蒸气-液体分离设备；减粘裂化器在对流段和辐射段之间与蒸汽裂化器整合。又一个优选的实施方案包括由烃原料制备烯烃的方法，该方法包括将原料进料给具有加氢处理装置和蒸汽裂化器的系统，改进之处包括将含残油的材料直接进料给加氢处理装置以及将含残油的材料加氢处理，在减粘裂化器中将加氢处理装置的流出物减粘裂化，然后作为蒸汽裂化器的流出物获得C2-C6烯烃和单环芳烃物质的至少一种，它可以通过一个实施方案来改进或提高，在该实施方案中，将基本上所有的减粘裂化器的流出物供给蒸汽裂化器的对流段，在那里它与蒸汽混合，然后输送到与蒸汽裂化器整合的蒸气-液体分离设备中，以提供基本上由蒸气材料组成的第一物流和基本上由非蒸气材料组成的第二物流，然后在蒸汽裂化器的辐射段将蒸气材料裂化并回收包含C2-C6烯烃和单环芳烃物质的至少一种的蒸汽裂化器流出物。本发明的还一个优选实施方案是一种方法，该方法包括将含有残油的原料流供给根据本公开内容所述系统实施方案的任何一个的系统中，优选本段落中阐述的优选实施方案的系统中，从蒸汽裂化器产品回收装置获得至少一种选自C2-C6烯烃和单环芳烃物质中的产品。

本发明方法的还有一些其它优选实施方案可以描述如下：(i)从残油加氢处理单元中获取流出物，其中该流出物包含650℉+(343℃+)残油；(ii)在分离器中将流出物分离为顶部物流和底部物流；然后(iii)将顶部物流从分离器输送到蒸汽裂化器；(iv)将顶部物流在蒸汽裂化器中蒸汽裂化以及从蒸汽裂化器中获取蒸汽裂化器产品，该产品包括烯烃。优选地，步骤(iii)特征在于将顶部物流作为蒸气从分离器输送到蒸汽裂化器中。该分离器可以包括减粘裂化器、闪蒸槽、高压分离器和蒸气液体分离器中的至少一种。应该理解的是，可以证明这些设备之间具有很小的差别，并且这些术语通常互换使用。分离步骤可以包括将流出物减粘裂化和将蒸气馏分与液体馏分分离。

优选地，该方法还包括在蒸汽裂化器中将流出物蒸汽裂化之前通过至少一个压降将流出物闪蒸的步骤，该压降将流出物的压力减小加氢裂化单元中流出物压力的至少一半。实际上，该压降可以基本上与减粘裂化操作联合进行，以在减粘裂化器/分离器内引起一部分液体馏分闪蒸为蒸气馏分。至少一个压降基本上刚好在分离器之前或在分离器内产生。优选的是，原料的热裂化在加氢处理单元中开始，裂化在减粘裂化器/分离器中继续。令人惊奇的是，严格的加氢处理加上严格的减粘裂化用于将大部分的650℉+(343℃+)残油和甚至大部分的1050℉+(565℃+)残油裂解。从而，分离步骤获得的大部分底部馏分(按重量计)包括沸点为至少900℉(482℃)，优选至少1050℉+(565℃+)的残油。在优选实施方案中，分离步骤包括在蒸气-液体分离容器如闪蒸槽或减粘裂化器内分离流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化器热整合，例如通过定位和/或连接管道，从而不需要单独的热源，和/或(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

在优选实施方案中，将分离器/减粘裂化器中的流出物加热到至少750℉(399℃)的温度，更优选加热到至少800℉的温度，还更优选加热到850℉(454℃)，还最优选750℉(399℃)到900℉(482℃)的温度。还优选的是，分离器/减粘裂化器中的流出物在分离器中保持至少所确定的最短时间，并且不长于所确定的最长时间。这是减粘裂化和闪蒸槽类操作的常规做法，需要骤冷底部液体物流，以便停止反应，避免结垢或结焦，同时还允许充分的反应时间，使大部分的残油(其包括1050℉+(565℃+)残油)充分裂化为轻质组分。确切的计时取决于原油原料性能和分离器中流出物的性能。

优选地，本发明方法包括在加氢处理单元中处理含残油的烃原料的步骤，其中，该处理包括将原料与氢在750℉(399℃)到900℉(482℃)的温度下合并。优选地，氢来自遥远的来源。氢化方法可以在1000-4000psig的压力下进行，加氢处理使原料中的至少20wt％，优选至少40wt％的芳烃物质饱和。优选的方法还包括将蒸汽添加到加氢处理装置和分离器的至少一个流出物中。在蒸汽裂化器中裂化蒸气馏分之后，所需的烯烃和其它产物可以通过其它已知的方法来回收。

本文所使用的术语的含义采用它们在本领域中的普通含义；尤其，参考Handbook of Petroleum Refining Processes，第三版，RobertA.Meyers，编辑，McGraw-Hill(2004)。另外，所有专利和专利申请，试验程序(例如ASTM方法)和本文所引用的其它文件以这种公开与本发明一致的程度和这种引入被允许的所有权限全文引入作参考。还有，在文中列举数值下限和数值下限时，从任何下限到任何上限的范围被考虑在内。另外要注意的是，本文所使用的商品名用^TM符号或

符号表示，表明该名称受某些商标权的保护，例如，它们可以是在许多管辖区域内的注册商标。

以上参考许多实施方案和具体实施例描述了本发明。基于以上详细说明，许多变型是本领域技术人员所显而易见的。所有这些明显的变型是在所附权利要求的完全范围内。

Claims (202)

1.一种方法，包括：

(i)在加氢处理单元中在足以促进残油的初期热裂化的温度下将包括原油或含残油的原油馏分的原料加氢处理，其中初期热裂化残油构成流出物和足以促进初期热裂化的温度是750°F(399℃)到900°F(482℃)；

(ii)从所述加氢处理单元获取所述流出物；

(iii)在分离器中将所述流出物分离为顶部物流和底部物流，其中所述顶部物流是蒸气，其中该分离器包括减粘裂化器、闪蒸槽、高压分离器和蒸气液体分离器中的至少一种；然后

(iv)将所述顶部物流从分离器输送到蒸汽裂化器；

(v)在所述蒸汽裂化器中将该顶部物流蒸汽裂化和从所述蒸汽裂化器中获取蒸汽裂化器产物，所述产物包括烯烃。

2.根据权利要求1所述的方法，其中足以促进初期热裂化的温度是至少780°F(415℃)。

3.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中分离步骤包括将所述流出物减粘裂化以及将蒸气馏分与液体馏分分离。

4.权利要求1的方法，进一步包括在所述蒸汽裂化器中将所述加氢处理的流出物蒸汽裂化之前通过至少一个减低所述流出物的压力的压降而将所述流出物闪蒸的步骤。

5.权利要求4的方法，其中该至少一个压降的至少一个基本上刚好在所述分离器之前或在所述分离器内发生。

6.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中所述加氢处理单元的流出物已经在分离器中进行热裂化。

7.根据权利要求1或2任一项所述的方法，进一步包括将加氢处理的流出物输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到分离器以及在所述分离器中将顶部物流与底部物流分离的步骤。

8.权利要求7的方法，其中分离步骤包括在蒸气液体分离容器内分离所述流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化 器热整合和(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

9.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。

10.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

11.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

12.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

13.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中分离器中的所述流出物在分离器内保持至少所确定的最短时间和不长于所确定的最长时间。

14.权利要求1的方法，其中将原料加氢处理的步骤进一步包括在加氢处理单元中处理所述原料的步骤，其中所述处理包括将所述原料与氢在750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度下合并。

15.权利要求14的方法，其中所述处理进一步包括将所述原料与氢在1000-4000psig的压力下合并。

16.权利要求1的方法，其中步骤(i)进一步特征在于将包含具有高于30wt％1050°F+残油、高于30wt％芳烃和低于15wt％链烷烃的原油或原油馏分的原料加氢处理，以获得加氢处理的原油或加氢处理的原油馏分，其中加氢处理的原油或加氢处理的原油馏分包括加氢处理的残油。

17.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

18.根据权利要求17所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

19.根据权利要求17所述的方法，其中以所述原料重量为基准计， 残油的数量大于20wt％。

20.根据权利要求17所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

21.根据权利要求17所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

22.根据权利要求17所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

23.根据权利要求17所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

24.根据权利要求17所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

25.根据权利要求1所述的方法，其中加氢处理步骤使原料中的芳烃物质的至少20wt％饱和。

26.根据权利要求1所述的方法，其中加氢处理步骤使原料中的芳烃物质的至少40wt％饱和。

27.根据权利要求1或2任一项所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种的原料制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

28.权利要求27的方法，其中蒸气液体分离器包括减粘裂化器，以及所述减粘裂化器与蒸汽裂化器热整合。

29.根据权利要求27所述的方法，进一步包括为加氢处理器供给氢的蒸汽重整器。

30.根据权利要求28所述的方法，进一步包括为加氢处理器供给氢的蒸汽重整器。

31.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

32.根据权利要求1或2任一项所述的方法，进一步包括将蒸汽加 入到加氢处理单元流出物、顶部物流和分离器中的至少一个中的步骤。

33.根据权利要求1或2任一项所述的方法，其中分离步骤包括在将蒸气馏分与液体馏分分离的期间加热加氢处理的残油的步骤。

34.权利要求33的方法，其中加热步骤包括将加氢处理的残油加热到750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

35.权利要求28的方法，其中减粘裂化器包括分离设备和减压设备，该减粘裂化器在流出物通过减压设备之后将蒸气馏分与液体馏分分离。

36.权利要求35的方法，其中分离设备包括分离容器，该容器包括占分离容器总容积的至少一半的液体容积。

37.权利要求1的方法，用于由烃原料制备烯烃，该方法包括如下步骤：

(i)将含残油的烃原料进料给加氢处理单元；

(ii)将氢进料给加氢处理装置和在750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度下用氢加氢处理含残油的烃原料，以产生初期热裂化的氢化流出物；

(iii)将加氢处理装置的流出物进料给减粘裂化器和在750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度下将该流出物减粘裂化；

(iv)从减粘裂化器中分离蒸气馏分和底部馏分，其中按重量计的大部分的底部馏分包括沸点为至少1050°F(565℃)的残油；

(v)在蒸汽裂化器中将蒸气馏分蒸汽裂化以产生蒸汽裂化器流出物；以及

(vi)分离该蒸汽裂化器流出物，以回收C2-C6烯烃和单环芳烃物质中的至少一种。

38.根据权利要求3所述的方法，其中所述加氢处理单元的流出物已经在分离器中进行热裂化。

39.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中所述加氢处理单元的流出物已经在分离器中进行热裂化。

40.根据权利要求3所述的方法，进一步包括将加氢处理的流出物 输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到分离器以及在所述分离器中将顶部物流与底部物流分离的步骤。

41.权利要求40的方法，其中分离步骤包括在蒸气液体分离容器内分离所述流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化器热整合和(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

42.根据权利要求4或5任一项所述的方法，进一步包括将加氢处理的流出物输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到分离器以及在所述分离器中将顶部物流与底部物流分离的步骤。

43.权利要求42的方法，其中分离步骤包括在蒸气液体分离容器内分离所述流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化器热整合和(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

44.根据权利要求38所述的方法，进一步包括将加氢处理的流出物输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到分离器以及在所述分离器中将顶部物流与底部物流分离的步骤。

45.权利要求44的方法，其中分离步骤包括在蒸气液体分离容器内分离所述流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化器热整合和(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

46.根据权利要求39所述的方法，进一步包括将加氢处理的流出物输送到蒸汽裂化器的对流段，然后输送到分离器以及在所述分离器中将顶部物流与底部物流分离的步骤。

47.权利要求46的方法，其中分离步骤包括在蒸气液体分离容器内分离所述流出物，其中该容器是如下情况的至少一种：(i)与蒸汽裂化器热整合和(ii)用除了蒸汽裂化器以外的热源加热。

48.根据权利要求3所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。

49.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。

50.根据权利要求6所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。 

51.根据权利要求7所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。

52.根据权利要求8所述的方法，其中分离步骤包括对所述分离器施加热量。

53.根据权利要求3所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

54.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

55.根据权利要求6所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

56.根据权利要求7所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

57.根据权利要求8所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

58.根据权利要求9所述的方法，其中加氢处理单元的流出物的压力在分离之前或分离期间闪蒸泄放至少一次。

59.根据权利要求3所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

60.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

61.根据权利要求6所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

62.根据权利要求7所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

63.根据权利要求8所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

64.根据权利要求9所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂化器热整合。

65.根据权利要求10所述的方法，其中所述分离器与所述蒸汽裂 化器热整合。

66.根据权利要求3所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

67.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

68.根据权利要求6所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

69.根据权利要求7所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

70.根据权利要求8所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

71.根据权利要求9所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

72.根据权利要求10所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

73.根据权利要求11所述的方法，其中分离器中的所述流出物被加热至750°F(399℃)到900°F(482℃)的温度。

74.根据权利要求3所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

75.根据权利要求74所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

76.根据权利要求74所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

77.根据权利要求74所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

78.根据权利要求74所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测 定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

79.根据权利要求74所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

80.根据权利要求74所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

81.根据权利要求74所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

82.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

83.根据权利要求82所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

84.根据权利要求82所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

85.根据权利要求82所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

86.根据权利要求82所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

87.根据权利要求82所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

88.根据权利要求82所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

89.根据权利要求82所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

90.根据权利要求6所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫； 

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

91.根据权利要求90所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

92.根据权利要求90所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

93.根据权利要求90所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

94.根据权利要求90所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

95.根据权利要求90所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

96.根据权利要求90所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

97.根据权利要求90所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

98.根据权利要求7所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

99.根据权利要求98所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

100.根据权利要求98所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

101.根据权利要求98所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

102.根据权利要求98所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。 

103.根据权利要求98所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

104.根据权利要求98所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

105.根据权利要求98所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

106.根据权利要求8所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

107.根据权利要求106所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

108.根据权利要求106所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

109.根据权利要求106所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

110.根据权利要求106所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

111.根据权利要求106所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

112.根据权利要求106所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

113.根据权利要求106所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

114.根据权利要求9所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及 

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

115.根据权利要求114所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

116.根据权利要求114所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

117.根据权利要求114所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

118.根据权利要求114所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

119.根据权利要求114所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

120.根据权利要求114所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

121.根据权利要求114所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

122.根据权利要求10所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

123.根据权利要求122所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

124.根据权利要求122所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

125.根据权利要求122所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

126.根据权利要求122所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D -664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

127.根据权利要求122所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664 测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

128.根据权利要求122所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

129.根据权利要求122所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

130.根据权利要求11所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

131.根据权利要求130所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

132.根据权利要求130所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

133.根据权利要求130所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

134.根据权利要求130所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

135.根据权利要求130所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

136.根据权利要求130所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

137.根据权利要求130所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

138.根据权利要求12所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。 

139.根据权利要求138所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

140.根据权利要求138所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

141.根据权利要求138所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

142.根据权利要求138所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

143.根据权利要求138所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

144.根据权利要求138所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

145.根据权利要求138所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

146.根据权利要求13所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

147.根据权利要求146所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

148.根据权利要求146所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

149.根据权利要求146所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

150.根据权利要求146所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

151.根据权利要求146所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。 

152.根据权利要求146所述的方法，其中环烷酸通过ASTMD-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

153.根据权利要求146所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

154.根据权利要求14-16任一项所述的方法，其中所述原料包括含有至少一种杂质的原油或含残油的原油馏分，所述杂质选自：

(a)以所述原料重量为基准计，大于1wt％的硫；

(b)以所述原料的重量为基准计，大于10wt％的残油；以及

(c)通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.0mg KOH/g油的环烷酸。

155.根据权利要求154所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，硫的数量大于3wt％。

156.根据权利要求154所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于20wt％。

157.根据权利要求154所述的方法，其中以所述原料重量为基准计，残油的数量大于30wt％。

158.根据权利要求154所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥1.5mg KOH/g油。

159.根据权利要求154所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.0mg KOH/g油。

160.根据权利要求154所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥2.5mg KOH/g油。

161.根据权利要求154所述的方法，其中环烷酸通过ASTM D-664测定的TAN为≥3.0mg KOH/g油。

162.根据权利要求3所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

163.权利要求162的方法，其中蒸气液体分离器包括减粘裂化器，以及所述减粘裂化器与蒸汽裂化器热整合。

164.根据权利要求162所述的方法，进一步包括为加氢处理器供 给氢的蒸汽重整器。

165.根据权利要求163所述的方法，进一步包括为加氢处理器供给氢的蒸汽重整器。

166.根据权利要求4或5任一项所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

167.根据权利要求6所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

168.根据权利要求7所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

169.根据权利要求8所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

170.根据权利要求9所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

171.根据权利要求10所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

172.根据权利要求11所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

173.根据权利要求12所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

174.根据权利要求13所述的方法，在用于由包括原油和含有残油 的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

175.根据权利要求14-16任一项所述的方法，在用于由包括原油和含有残油的原油馏分的至少一种制备烯烃的系统中进行，所述系统包括至少一个加氢处理器，至少一个蒸气液体分离器和至少一个蒸汽裂化器。

176.根据权利要求3所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

177.根据权利要求4或5任一项所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

178.根据权利要求6所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

179.根据权利要求7所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

180.根据权利要求8所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

181.根据权利要求9所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

182.根据权利要求10所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

183.根据权利要求11所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料 的加热器。

184.根据权利要求12所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

185.根据权利要求13所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

186.根据权利要求14-16任一项所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

187.根据权利要求17所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

188.根据权利要求18所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

189.根据权利要求19所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

190.根据权利要求20所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

191.根据权利要求21所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

192.根据权利要求22所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

193.根据权利要求23所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在 减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

194.根据权利要求24所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

195.根据权利要求25所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

196.根据权利要求26所述的方法，其中该方法进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置使用加热原料的加热器。

197.根据权利要求27所述的方法，其中该系统进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置加热原料的加热器。

198.根据权利要求28所述的方法，其中该系统进一步包括(i)在减粘裂化器之前和(ii)在减粘裂化器中的至少一个位置加热原料的加热器。

199.根据权利要求3所述的方法，进一步包括将蒸汽加入到加氢处理单元流出物、顶部物流和分离器中的至少一个中的步骤。

200.根据权利要求17所述的方法，进一步包括将蒸汽加入到加氢处理单元流出物、顶部物流和分离器中的至少一个中的步骤。

201.根据权利要求3所述的方法，其中分离步骤包括在将蒸气馏分与液体馏分分离的期间加热加氢处理的残油的步骤。

202.根据权利要求17所述的方法，其中分离步骤包括在将蒸气馏分与液体馏分分离的期间加热加氢处理的残油的步骤。 

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