蒸汽裂化的整合方法.pdf

本发明涉及用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法和烯烃，包括：(a)使减压渣油在热转化反应器(例如延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化和催化加氢减粘裂化)中进行第一热转化，其中至少30wt%的减压渣油被转化为在1050℉(566℃)下沸腾的材料；(b)将所述热转化的渣油引入到气/液分离器，所述分离器被整合到蒸汽裂化炉，以形成气相和液相；(c)将所述气相传送至所述蒸汽裂化炉的辐射炉中；和(d)从离开辐射炉的材料中回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。

权利要求书用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括：
(a)将包含减压渣油的烃原料传送到第一热转化区，其中将所述原料加热到小于649℃的温度，其中至少30wt%的减压渣油被转化为在566℃以下沸腾的材料；
(b)将所述热转化的渣油引入到气/液分离器以形成气相和液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连；
(c)将所述气相传送至所述蒸汽裂化炉；和
(d)从离开蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。
权利要求1的方法，其中来自步骤(b)的气/液分离器的液体底部相：被带到538‑649℃的温度以减粘裂化至少一部分的液体底部相；之后将减粘裂化的液体底部相骤冷和随后传送到第二气/液分离器，其中减粘裂化的液体底部相被分离成第二液相和第二气相；其后将第二气相然后引入到步骤(c)的蒸汽裂化炉。
权利要求1的方法，其中热转化区包含焦炭颗粒，所述区具有至少1：1的焦炭颗粒/新鲜进料比率(wt/wt)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量。
权利要求1的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。
权利要求1的方法，其中所述热转化区在热转化反应器之后蒸汽裂化器的炉段的操作温度以下25℃或更多下操作。
权利要求1的方法，其中进入热转化区的进料包含高于11.0wt%的氢。
权利要求1的方法，其中在进入气/液分离器之前，将权利要求1的热转化渣油传送至蒸汽裂化器的对流段。
权利要求1的方法，其中在所述方法中的任意点将氢或蒸汽加入到加热的原料。
权利要求1的方法，其中蒸汽裂化器对流段加热该热转化区的进料并且将热转化反应器的流出物直接传送到气/液分离器，并随后传送至蒸汽裂化器的辐射段，而不传送通过任何中间热交换器。
权利要求1的方法，其中第一热转化区是流化焦化器。
用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括：
(a)加热包含至少1wt%的减压渣油的烃原料，基于烃原料的重量，并且将至少10wt%的减压渣油转化为在566℃以下沸腾的材料；
(b)将所述加热的烃原料传送至气/液分离器；
(c)在所述分离器中闪蒸所述加热的烃原料以形成气相和包含所述渣油的液相；
(d)将至少一部分来自所述分离器的所述含渣油的液相传送到第一热转化区以热转化至少一部分所述含渣油的液相；
(e)将所述热转化的液相传送至气/液分离器，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连，以形成第二气相和第二液相；
(f)将所述第二气相传送至所述蒸汽裂化炉以热转化至少一部分所述第二气相；和
(g)从离开所述蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。
权利要求11的方法，其中将来自步骤(c)的液相加热到538‑649℃的温度以减粘裂化至少一部分液相；之后将减粘裂化的液相骤冷并随后传送至另一气/液分离器，其中减粘裂化液相被分离成减粘裂化的液相和减粘裂化的气相；其后将减粘裂化的气相引入到步骤(d)的热转化区。
权利要求11的方法，其中热转化区包含焦炭颗粒并且所述区具有至少1：1的焦炭颗粒/新鲜进料比率(wt/wt)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量。
权利要求11的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。
权利要求11的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器。
权利要求11的方法，其中进入热转化区的进料包含高于11.0wt%的氢。
权利要求11的方法，其中在进入气/液分离器之前，将权利要求1的热转化渣油传送至蒸汽裂化器的对流段。
权利要求11的方法，其中在所述方法中的任意点将氢或蒸汽加入到加热的原料。
权利要求11的方法，其中第一热转化区是流化焦化器。
用于裂化包含减压渣油的烃原料的系统，包括：
a)在小于649℃的温度下操作的第一热转化区，其选自：延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器，所述第一热转化区与b)蒸汽裂化炉流体相连，所述b)蒸汽裂化炉具有与所述炉流体相连的气/液分离器。
权利要求20的系统，进一步包括与所述热转化区流体相连的第二气/液分离器。
权利要求20的系统，其中第一热转化区是流化焦化器，所述流化焦化器包括：
i)流化床气化器，
ii)传送管线反应器，其包括与所述分离器较低部分流体相连的烃进料口，和热解产物出口管线，
iii)固体管道，其将所述流化床气化器的较低部分与所述传送管线反应器连接，和
iv)至少一个旋风分离器，其具有连接到所述热解产物出口管线的入口，在所述旋风分离器顶部的裂化产物出口，和在所述旋风分离器底部的固体出口。
权利要求22的系统，进一步包括在所述流化床气化器底部的空气/蒸汽入口。
权利要求22的系统，其中所述流化焦化器进一步包括流化床加热器容器，其具有连接所述加热器容器较低部分和所述气化器的再循环固体管道，和至少一个气体管道，所述气体管道在所述气化器的较高部分和所述加热器容器的较低部分之间连接。
权利要求22的系统，其中所述传送管线反应器是垂直提升管反应器，其中所述固体管道和所述烃进料入口连接到所述反应器的较低部分。

说明书蒸汽裂化的整合方法 
发明人:S·M·戴维斯,R·C·斯特尔,刘俊贤,S·H·布朗,P·F·柯森科思恩,A·R·迪尼克兰托尼奥,和J·J·瓦尔德洛普 
相关优先权申请 
本申请主张2010年7月9日提交的USSN12/833,556和2010年9月17日提交的EP申请No.10177302.6的优先权，其公开内容以其整体通过引用并入。 
相关申请的引用 
本申请涉及同时存在提交的申请USSN12/833,485(律师案卷编号2010EM008)(2010年7月9日提交)。本申请还涉及2010年1月22日提交的USSN12/692,222(律师案卷编号20/10EM009)。 
技术领域
本发明涉及在蒸汽裂化炉或热解炉中由原油或含渣油的原油馏分制备烯烃的方法。 
背景技术
烃的热裂化是一种广泛用于生产烯烃(例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯)和芳香烃(例如苯、甲苯和二甲苯)的石油化工过程。这些的每一种因其本身均是有价值的工业品。例如，所述烯烃可以低聚(例如，形成润滑油基础油)，聚合(例如，形成聚乙烯、聚丙烯和其它塑料)，和/或功能化(例如，形成酸、醇、醛等)，所有的这些具有众所周知的中间体和/或最终用途。 
蒸汽裂化(也称为热解)，早已用于将各种烃原料裂化成烯烃，优选轻质烯烃例如乙烯、丙烯和丁烯。通常，用于蒸汽裂化的原料是诸如石脑油、瓦斯油或其它不含渣油的全原油馏分，其可以例如通过蒸 馏或以其它方式分馏全原油获得。常规的蒸汽裂化使用具有两个主要段的蒸汽裂化炉：对流段和辐射段。所述烃原料典型地作为液体进入该炉的对流段(除了作为蒸汽进入的轻质原料)，其中该烃原料通常通过与来自辐射段的热烟道气间接接触和通过与蒸汽直接接触而被加热和气化。然后，将气化的原料(和任选的蒸汽)混合物传送到裂化发生的辐射段。通常，将气化的混合物通过交叉管道引入到辐射段，其中该气化的混合物在通常约10至约50psig(69‑345kPa)范围的压力下快速地被加热至苛刻的烃裂化温度，例如约1450℉(788℃)至约1650℉(900℃)的范围，以提供原料流的彻底热裂化。包括烯烃的所得的产物离开蒸汽裂化炉以进行进一步的下游加工。 
裂化之后，来自热解炉的流出物包含多种气态烃，例如，饱和的、单不饱和以及多不饱和的烃，并且可以是脂肪族和/或芳香族的烃，以及显著量的分子氢。裂化的产物随后例如在烯烃生产设备中被进一步的加工以生产多种高纯度的分离个体料流作为设备产物，即氢、轻质烯烃乙烯、丙烯、丁烯和芳香化合物以及其它产物例如裂化汽油。 
随着对轻质烯烃广泛需求的增加和有利的原油来源的可用性的枯竭，因此有必要利用更重质的原油(即，具有更高比例渣油的那些)，其要求增加的资本投资以加工和处理精炼的副产物。非常希望有可以采用更低成本，更重质的原油并且更有效地生产更有利的轻质烯烃的产品混合的方法。然而，已知常规的蒸汽裂化方法易于被含有甚至小浓度的渣油的原料严重结垢，所述渣油通常在低质量重质进料中存在。因此，大多数蒸汽裂化炉被限制于更高质量原料的加工，所述更高质量原料在其它的精炼过程中已经基本上使所有的渣油馏分移除。这些额外的过程增加了整体方法的成本。同样地，渣油馏分的移除降低了精炼过程的总转化效率，因为大多数渣油馏分与低价值燃料油混合，而不是转化成更高价值的材料。 
美国专利公开的专利申请No.2007/0090018，通过引用并入本文，公开了加氢处理和蒸汽裂化的整合。将包括原油或其含渣油馏分的进料苛刻地加氢处理并且通入蒸汽裂化器以获得烯烃产物。 
已经描述了在流化焦化器中重质烃进料的裂化。例如，美国专利No.3,671,424，通过引用并入本文，公开了一种两级流化焦化工艺，其中第一级是短接触时间的传送管线和第二级是传送管线或流化床。 
与蒸汽裂化炉整合的分离罐的使用已经发展成这一平台的重要延伸以使能够加工更重质的原料例如常压渣油。所述分离罐提供了一种手段以从可裂化瓦斯油分子中分离最重的组分并且防止最重的包含沥青型分子的馏分在蒸汽裂化炉中结垢。不幸地是，通过使用这一方法，大多数重质减压渣油分子(其由于更低的成本作为原料是有利的)，仍然在液相中并且不在蒸汽裂化炉的辐射段中转化。 
其它重要的专利包括US7,097,758；US7,138,047；US7,193,123；US3,487,006；US3,617,493；US4,257,871；US4,065,379；US4,180,453；US4,210,520；US3,898,299；US5,024,751；US5,413,702；US6,210,561；US7,220,887；US2007/023845；WO01/66672；WO2007/117920；US6,632,351；US4,975,181；WO2009/025640； 
US2007/0090018和WO2007/117919。其它重要的文献包括：“Tutorial:Delayed Coking Fundamentals.”P.J.Ellis和C.A.Paul,文章29a,Topical Conference on Refinery Processing,1998Great Lakes CarbonCorporation(其可以从http://www.coking.com/DECOKTUT.pdf下载)。 
在本领域仍然存在经济地加工重质含渣油的进料进而生产烯烃、 
芳烃和其它有价值的石油化工产品的新手段和改进的方法的需求。同样地，在本领域仍然存在将渣油升级到更有用和/或更有效组合物的需求。 
本发明公开了一种以以下方式由重质原料生产化学制品的方法， 
其中将显著部分的减压渣油转化为更轻质的分子，所述更轻的分子可以更容易的在分离罐中气化并随后转化成燃料和化学品。 
发明概述 
本发明涉及裂化包含渣油的烃原料的方法，该方法包括： 
(a)将含有减压渣油的烃原料传送到第一热转化区，其中将所述原 料加热至小于649℃(1200℉)的温度，其中至少30wt%的减压渣油被转化为在566℃(1050℉)以下沸腾的材料； 
(b)将所述热转化的渣油引入到气/液分离器(例如分离罐)中以形成气相和液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连(例如，整合到蒸汽裂化炉)； 
(c)将所述气相传送到所述蒸汽裂化炉中的辐射炉；和 
(d)由离开辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
在另一个实施方案中，本发明涉及用于裂化包含渣油的烃原料的方法，该方法包括： 
(a)加热包含渣油的烃原料； 
(b)将所述加热的烃原料传送到气/液分离器(例如分离罐)； 
(c)在所述分离器中闪蒸所述加热的烃原料以形成气相和包含所述渣油的液相； 
(d)将来自所述分离器的所述包含渣油的液相的至少一部分传送到在649℃(1200℉)以下操作并且任选包含焦炭颗粒的热转化反应器； 
(e)将所述热转化的包含渣油的液相传送到气/液分离器(例如分离罐)以形成第二气相和第二液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连(例如，整合到蒸汽裂化炉)； 
(f)将所述第二气相传送到所述蒸汽裂化炉中的辐射炉；和 
(g)由离开辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
在另一个实施方案中，离开第一气/液分离器的液相被进一步加热至例如1000‑1200℉(538‑649℃)的温度，通常在蒸汽裂化器的对流段的较低盘管中，通常一部分加热的材料通常被减粘裂化，其后用水(例如蒸汽)骤冷并气化反应中减粘裂化的材料，所述气化的减粘裂化材料随后被传送到第二气/液分离器，其中将减粘裂化的材料分离成液相和气相。随后将气相引入到蒸汽裂化器(在对流段或在辐射段)并且其中至少30wt%的烯烃从离开辐射炉的材料中回收(基于离开辐射炉的总 烃材料的重量)。 
有利的，初始烃原料通常包含10wt%和50wt%之间的在566℃+沸腾的渣油，优选约20‑40wt%，并且本文描述的方法使高比率的该渣油能够被转化为化学品。 
在优选的实施方案中，来自第二气/液分离器的包含渣油的液体不进一步加工以生产化学品。代替的，该材料优选用作加入燃料油的调合料或用于进一步精炼加工以生产燃料。 
在优选的实施方案中，本发明涉及用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括： 
(a)加热包含至少1wt%减压渣油的烃原料，基于烃原料的重量，并且将至少10wt%的减压渣油转化为在566℃以下沸腾的材料； 
(b)将所述加热的烃原料传送到气/液分离器(优选将来自气/液分离器的液态底部相加热到593‑649℃的温度)； 
(c)在所述分离器中闪蒸所述加热的烃原料以形成气相和包含所述渣油的液相； 
(d)将来自所述分离器的至少一部分所述包含渣油的液相传送至第一热转化区(优选包含焦炭颗粒，优选所述区具有至少1:1的焦炭颗粒/新鲜进料比(wt/wt)(优选至少3:1，优选至少5:1，或从1:1至50:1，优选从3:1至30:1)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量)，以热转化至少一部分所述包含渣油的液相； 
(e)将所述热转化的液相传送到气/液分离器，以形成第二气相和第二液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连； 
(f)将所述第二气相传送到所述蒸汽裂化炉以热转化至少一部分所述第二气相(或者第二气相可以被用作燃料或调合料)；和 
(g)从离开所述蒸汽裂化炉的辐射炉的材料中回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
附图简要说明 
在以下图中，相似的设备和/或方法步骤用同样的数字确定。 
图1是本发明方法的一个实施方案的流程图。 
图2是本发明方法的一个实施方案的流程图。 
图3是本发明方法的一个实施方案的流程图。 
图4是本发明方法的一个实施方案的流程图。 
发明详述 
本发明涉及包括整合的减压渣油气/液分离器(例如，分离罐)的重质进料蒸汽裂化器与热转化单元(例如，延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM，减粘裂化器，催化加氢减粘裂化器)的综合，其中将减压渣油转化为更轻质的适于蒸汽裂化的组分。(“适于蒸汽裂化”指的是可以在蒸汽裂化器中裂化的材料)。通过紧密地整合两种转化过程，总过程能够有效地将更宽范围的重质进料转化成高价值的化学品，同时使结垢最小化。为了本发明的目的，蒸汽裂化炉(也称为“蒸汽裂化器”)是具有两个主要段或炉的热解炉：对流段和辐射段，其中烃原料以液体(除了作为气体进入的轻质原料)进入较低苛刻的炉的对流段，并且其中通常通过间接接触来自辐射段的高温气体加热和气化原料，和任选地将原料与蒸汽接触。随后，将气化的原料和蒸汽混合物传送到辐射段中，其中在通常约10至约50psig的压力下(69至345kPa‑表压)被快速加热至苛刻的烃裂化温度，例如在约1450℉(788℃)至约1650℉(900℃)的范围，以提供原料流的彻底热裂化。得到的产物通常包括烯烃、芳烃和二烯烃。 
本文所使用的渣油是指重质石油化合物的复杂混合物，以其它方式在本领域已知为残油(residuum)或残留物(residual)。常压渣油是当最重的蒸馏产品的终点名义上为650℉(343℃)时在常压蒸馏中生成的底部产物，并且被称为650℉+(343℃+)渣油。减压渣油是当最终的蒸馏产物名义上为1050℉(566℃)时在减压下来自塔的底部产物，并且被称为1050℉+(566℃+)渣油。(术语“名义上”这里是指合理的专家可能不同意对于这些术语的确切点，但可能不多于+/‑50℉或最多+/‑100℉)。该1050℉+(566℃+)部分包含沥青质，其传统上被认为对于蒸汽裂化器是有问题的，导致严重的结垢和潜在的装置腐蚀或侵蚀。除非另有说明，本文使用的术语“渣油”指的是650℉+(343℃+)渣油和 1050℉+(566℃+)渣油；注意650℉+渣油包括1050℉+渣油。根据本发明，气化了至少一部分650℉+的渣油，直到至少1050℉+沸点馏分，例如当与蒸汽结合时，和/或当压力降低或在蒸汽裂化器的分解罐中闪蒸时。术语“包含减压渣油的烃原料”、“包含常压渣油的烃原料”、“包含渣油的烃原料”等指的是基于烃原料的重量，确定的渣油以至少0.1wt%存在(优选至少1wt%，优选至少10wt%，优选至少15wt%，优选至少20wt%)。 
术语“闪蒸罐”、“闪蒸锅”、“分离罐”和“分离锅”在本文中可互换使用；它们是本领域已知的，通常指的是从气相分离出液相的容器或系统(“气/液分离器”)。术语“闪蒸”通常指的是通过降低压力和/或增加温度实现至少一部分的容器中的材料由液相到气相的相变。整合的分离罐是与蒸汽裂化器流体相连的气/液分离器。具体地，所述整合的分离罐与蒸汽裂化器的对流段流体相通，其中原料被加热(任选地与过热的蒸汽混合)并且被传送到作为气/液分离器操作的所述分离罐中，其后将来自分离罐的气体返回到所述蒸汽裂化器，优选至对流段或辐射段或二者。蒸汽的加入可通过降低烃分压进一步帮助闪蒸分离，帮助750℉+(399℃+)至1050℉+(566℃+)(优选甚至大部分的1100℉+(593℃+))渣油馏分的转化和气化，并且防止结垢。 
优选的闪蒸罐或气/液分离设备和它们与热解单元的整合先前已经在美国专利Nos.7,090,765,7,097,758,和7,138,047中描述，其通过引用并入到本文中。为了本发明的目的，另一种有效作为闪蒸罐的设备作为“气/液分离器”描述在美国专利No.6,632,351中。 
所述气/液分离器在那些部分的引起焦化进料材料保持在液态的温度和压力下操作，优选在约375至525℃之间的温度下操作，优选400‑500℃，优选由800℉(约425℃)和约870℉(约465℃)，但通常不超过约900℉(约482℃)。 
根据本发明，包含渣油的原油或其馏分被作用蒸汽裂化炉的原料。合适的更低价值的进料通常可包括更重质的原油，所述更重质的原油被定义为由于高650℉+(343℃+)渣油浓度、高硫、高总酸值(TAN)、高 环烷烃，高芳烃，和/或低的氢含量的结果那些具有低API比重的烃原料。 
如本文所使用的原油指的是当其由井口、生产场地设施、交通设施、或其它初始场处理设施产生的全原油，任选包括已经通过脱盐、处理的步骤，和/或其它可以是必要的以使其对于炼油厂的常规蒸馏是可接受的步骤加工的原油。假定如本文所使用的原油包含渣油。 
原油馏分通常由炼油厂管式蒸馏装置获得。虽然任何由炼油厂管式蒸馏装置获得原油馏分可用于本发明，但是通过本发明提供的显著的优点是仍然包含由井口获得的全原油中存在的全部或一部分原始1050℉+(566℃+)渣油的原油或原油馏分可以被用作蒸汽裂化器的进料。在一个实施方案中，进入本系统的原油或其它原料可以包括至少约1wt%的1050℉+(566℃+)渣油，优选至少约5wt%的1050℉+(566℃+)渣油，和更优选至少约10wt%的1050℉+(566℃+)渣油，最高达约50wt%的1050℉+(566℃+)渣油。 
通常渣油包含高比例的不希望的杂质例如金属、硫和氮以及高分子量(C12+)的环烷酸(根据ASTM D‑664按照TAN测量，TAN指以毫克(“mg”)KOH每克(“g”)样品表示的总酸值)。仍然，本发明的另一个优点是富含一种或多种这些杂质的进料可以容易地加工。在一些实施方案中，本发明可以在具有一种或多种(优选二种、三种、四种、五种、六种或七种)以下性质的566℃+渣油上实践：1)基于566℃+渣油的重量，50ppm的Ni或更多，或100ppm或更多，或125ppm或更多；和/或2)基于566℃+渣油的重量，200ppm钒或更多，或500ppm或更多，或900ppm或更多；和/或3)基于566℃+渣油的重量，4wt%的硫或更多，或5wt%或更多，或6wt%或更多；和/或4)至少0.1的TAN，或至少0.3，或从约0.1至约20，约0.3至约10，或约0.4至约5；和/或5)19或更少的API比重(ASTM D6822，15.5℃)；和/或6)至少0.04克C5沥青质每克渣油的C5沥青质含量(“C5沥青质”指在戊烷中不溶的沥青质，如通过ASTM方法D2007测量的)；和/或7)在37.8℃下至少10cSt的运动粘度(如通过ASTM D445测量的)。可以在本文使用的实 例渣油为由原油获得的566℃+渣油，所述原油包括但不限于来自以下世界区域的原油：美国海湾沿岸、南加州、阿拉斯加北坡、加拿大焦油砂、加拿大阿尔伯塔地区、墨西哥湾坎佩切、阿根廷圣豪尔赫盆地、巴西桑托斯和坎波斯盆地、埃及苏伊士湾、乍得、英国北海、安哥拉近海、中国渤海湾、中国新疆克拉玛依、伊拉克扎格罗斯山脉，哈萨克斯坦里海、尼日利亚近海、马达加斯加西北部、阿曼、荷兰Schoonebek、委内瑞拉的苏利亚州、马来西亚和印尼的苏门达腊。本文另外有用的渣油包括由在US7,678,264中以“不利的”描述的原油获得的566+℃+渣油，通过引用并入本文。 
在优选的实施方案中，其中进料包括包含可观量的1050℉+(566℃+)渣油的原油或常压渣油，例如，10wt%或更多的1050℉+(566℃+)渣油，或20wt%或更多的1050℉+(566℃+)渣油，或30wt%或更多的1050℉+(566℃+)渣油，40wt%或更多的1050℉+(566℃+)渣油，或甚至高达50wt%或更多的1050℉+(566℃+)渣油，使包含渣油的进料首先传送到带有整合的分离罐的蒸汽裂化炉。 
随后，使来自第一分离罐的底部料传送到热转化单元，例如延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM，减粘裂化器，或催化加氢减粘裂化器，其中将底部料加热并且至少30wt%(基于进料的重量)的减压渣油被转化为1050℉‑(566℃‑)级分。如本文所使用的1050℉‑(566℃‑)级分被定义为通常在1050F‑(566℃‑)以下沸腾的烃。将热转化的渣油引入到分离罐以形成顶部气相和液态底相，所述罐被整合到蒸汽裂化炉中。将所述气相传送到所述蒸汽裂化炉中的辐射炉。至少30wt%的烯烃从离开辐射炉的材料中回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。加入蒸汽可通过降低烃分压进一步帮助闪蒸分离，帮助750℉+(399℃+)至1150℉+(621℃+)渣油馏分的转化和气化，并且防止结垢。 
所述流化焦化器优选包括整合的空气气化器(或部分氧化反应器)，其通过在约1400‑1800℉(760‑982℃)之间下蒸汽/空气气化和燃烧被用于将焦炭转化为燃料气体。可以通过共进料氧气或通过使用富氧的空气促进气化。将来自该气化反应的热的部分气化的焦炭从气化器 中连续的取出，并且进料到一个或多个固体传输线，其中其与由配备有整合的气/液分离器(例如分离罐)的一个或多个蒸汽裂化炉回收的底部材料接触。这种残余油馏分在1300‑1800℉(704‑982℃)被转化成包含高浓度乙烯和丙烯的更轻质烃的混合物。虽然传输管线反应器可以以几种方式设置，但是优选的设置与用于流化床催化裂化单元的相似；例如，传输管线作为垂直提升管反应器操作，其中所述热的固体与接近提升管的底部的进料接触，固体和蒸气沿着提升管向上传输，并且所述固体和蒸气使用一个或多个串联的旋流器分离。或者，传输管线可以作为“下降管”或下流式反应器操作。无论具体设置，对于使热的焦炭与残留油接触，传输管反应器是非常有效的。 
或者，可以将来自炼油厂的减压渣油(已经从原油中分馏出)直接传送到渣油转化单元并且随后用作配备有整合的分离罐的蒸汽裂化炉的原料。 
优选地，闪蒸罐优选在约800℉(约425℃)至约870℉(约465℃)的温度下操作，但还通常不高于约900℉(约482℃)。通过闪蒸罐闪蒸材料以获得顶部气体和液体底料进一步促进了650℉+(343℃+)渣油的气化。 
单独蒸汽裂化提供了除了需要的乙烯、丙烯、丁烯、C5烯烃和二烯，和单环芳烃产物以外还包括显著产率的燃料油、焦油和SCN(蒸汽裂化的石脑油)。本发明的方法对于蒸汽裂化器整合是特别有效和有利的，因为所述方法实现了高得多水平的渣油转化为化学品，不结垢，并且其使冷却和再加热中间体产物料流的需求最小化。 
在渣油热裂化中生产的液体产物可以在蒸汽裂化器中生产高产率的化学品并且显示了降低的结垢蒸汽裂化炉的倾向(对1050℉+(566℃+)渣油)。 
本发明涉及用于以一种方式从重质原料中生产化学品的方法，其中更多的减压渣油大量地转化为燃料和化学品。通常，所述方法涉及包括整合的减压渣油分离罐的重质进料蒸汽裂化器与第二热转化反应器的整合，在第二热转化反应器中减压渣油被转化为更轻的适于蒸汽 裂化的组分。第二热转化反应器通常在与常规减粘裂化和焦化工艺相似的时间/温度窗口操作，虽然在比通常采用的生产燃料的条件稍微更温和的条件下操作可以是有利的。在一个实施方案中，在本文描述的方法中，热转化反应器在热转化反应器后的蒸汽裂化器的炉段的操作温度以下25℃或更多(或50℃或更多，或75℃或更多)下操作。在一些实施方案中，优选级联所述较轻液体和气体通过蒸汽裂化器的辐射段而不冷凝。通过紧密地整合两种转化方法，一种在较温和的苛刻度下操作和一种在高苛刻度下操作，所述方法能够将宽的多范围的重质进料转化为高价值的化学品。(当规定反应器或反应区为“操作在”某一温度时，它指的是反应器或区中的材料已经被加热到那个温度)。 
在以下附图和说明书中，可以参考分离罐通常指任何气/液分离器装置。 
本发明的基本流程图在图1中显示，其中将烃原料(包含常压渣油)100引入第一热转化反应器600，其中至少30wt%(优选至少50%，优选至少70%，优选约90%)的渣油转化为1050℉‑(566℃‑)级分和/或石油焦炭。随后将全部液体和气体产物引入(207)到分离罐205(通常在800‑900℉(423至482℃)下操作)，所述罐与蒸汽裂化炉200(具有对流炉206和辐射炉250)流体相连(例如，整合到蒸汽裂化炉200)，以形成顶部气相210和液体底部相220。随后直接地或通过加热器将气相210传送到在所述蒸汽裂化炉200的辐射炉250，所述加热器例如为传送管加热器或蒸汽裂化器200的对流段206，其中辐射段通常在750至900℃下操作，并且至少30wt%(优选40%或更多)的辐射段进料被转化成轻质烯烃(例如C2、C3、C4)，所述轻质烯烃从离开辐射炉的材料221中回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
本发明方法的另一基本流程图在图2中显示，其中加热包含渣油的烃原料100(通常在蒸汽裂化炉的对流炉206中)并且，优选至少10wt%(优选至少20wt%，优选至少25wt%，或从约20‑30%)的减压渣油被转化为1050℉‑(566℃‑)馏分。将全部进料加热至约750‑850℉(399‑454℃)。随后将加热的原料传送207至分离罐205(优选 整合到蒸汽裂化炉中)，通常在800‑900℉(423‑482℃)下操作。随后将加热的原料分离(通常通过离心力和聚结的液滴的重力沉降在闪蒸罐中分离)以形成顶部气相210和包含所述渣油的液体底部相220。随后，将液体底部相220传送到热转化反应器300，任选地包含焦炭颗粒，其中其被更高地转化成更轻质的在1050℉(566℃)以下沸腾的分子223。随后，将所述更轻质的分子223传送到分离罐205*(通常在800‑900℃下操作)，所述罐优选整合到蒸汽裂化炉中，以形成第二顶部气相210*和第二液体底部相220*。随后将顶部气相210*传送到在蒸汽裂化炉中的辐射炉250*(通常在750‑900℃下操作)，优选为分离罐205*与之整合的蒸汽裂化炉。之后，至少30wt%(优选至少40%)的轻质烯烃(例如，C2、C3、C4烯烃)由离开辐射炉225的材料中回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
本发明方法的另一个基本流程图在图3中显示。将重质原料原油或减压渣油101(优选包含约10‑50%的在减压渣油范围(1050℉+(566℃+)中沸腾的分子)100进料到第一蒸汽裂化炉200中，所述第一蒸汽裂化炉200包括整合的分离罐205。将全部进料在炉的对流段206中加热至约750‑850℉(399‑455℃)。全部进料传送207进入分离罐分离装置205，其中在约1000‑1100℉(538‑593℃)以下沸腾的分子被蒸发(或保持蒸发的)并且与保持在液相的更重质的化合物分离。材料通常在大约800‑850℉(427‑454℃)的温度下进入所述罐并且通过使用蒸汽汽提或用轻质烃提取促进蒸发。气体通过顶部210进入第一蒸汽裂化炉的辐射段250，然而重质液体从分离罐220的底部取出。随后将重质液体分子加入到第二转化反应器300中，其中重质液体被热裂化成更轻质的分子。随后，使轻质分子通过221进入到整合在蒸汽裂化炉(未示出)中罐分离设备400，其中在约538‑593℃以下沸腾的分子被蒸发(或保持蒸发)并且从仍然在液相中的更重质的化合物中分离。材料通常在约427‑470℃的温度下进入所述罐并且通过使用蒸汽汽提或用轻质烃提取促进蒸发。蒸气通过管线410通过顶部进入蒸汽裂化炉的辐射段(未示出)，然而底部料流通过管线420由分离罐的底 部取出。可以将蒸汽引入到蒸汽裂化炉中(未示出)。来自分离罐的底部料流420除其它以外可以用于燃料油。在优选的实施方案中，离开热转化反应器的材料不会再引入第一蒸汽裂化器中。 
优选来自几个配备有分离罐的炉的重质液体结合以在第二减压渣油转化反应器中实现更好的规模经济。第二转化反应器可以直接与蒸汽裂化炉结合并且可以采用延迟焦化器、流化焦化器、菲克斯焦化器(flexicoker)、减粘裂化器、催化加氢减粘裂化器或其它合适的转化反应器设计的形式。任选地，在进入焦化反应器之前，可以通过在重沸器或炉中再加热或通过与高温气体例如蒸汽或氢气接触进一步使进料预热至约800‑900℉(427‑482℃)。在第二转化反应器中，高比例的减压渣油分子(例如，约50%以上)被热裂化成在1050℉(566℃)以下沸腾的更轻质的分子。减压渣油分子的一次通过转化通常在减粘裂化中为30‑60%的范围，或一次通过催化加氢减粘裂化或焦化最多达95%或更多。这通过平衡反应时间和停留时间，并且在绝热下操作的转化容器中提取更轻的液体产物实现。为了保持在高水平渣油转化下或更低氢含量进料的氢平衡，大部分的重质减压渣油分子被转化为低氢含量的固体焦炭产品或转为化更重的焦油状底部馏分。在催化加氢减粘裂化器中，除了产生低氢含量的更重的焦油状底部馏分，加入氢气以给料杂原子以生产H2S、NH3和H2O，和加至裂化的烯烃片段以防止焦化。在延迟焦化器的情况下，继续反应直至所述罐逐渐填充固体焦炭。随后将进料切换到第二罐，同时将焦炭从第一罐中回收，并且以循环的方式继续该方法。在优选的实施方案中，将来自焦化反应的气体和液体产物进料到并入整合分离罐的第二蒸汽裂化炉。与第一炉比较(或用于供应焦化器进料的炉组)，该炉可以在略微较低的分离罐温度或切割点下操作，优选第二分离罐在第一分离罐的操作温度以下25℃或更多(优选50℃或更多，优选75℃或更多)下操作。在焦化(或第二转化)反应器中产生的更轻质的分子保持蒸发并且传送至蒸汽裂化器的辐射段，而更重质的减压瓦斯油(VGO)分子和未在焦化器中转化的材料从第二分离罐的底部取出。在优选的实施方案中，这些分子通过其它手 段处置，例如混入燃料油，并且如通常在燃料焦化方法中实践的，不反向循环到焦化器。在另一优选的实施方案中，来自焦化器顶部的热气可以部分使用冷却器VGO或焦化器的出口和分离罐入口之间的蒸馏物料流骤冷，以促进更低氢含量的更重VGO组分的进一步冷凝。 
虽然减压渣油焦化和瓦斯油蒸汽裂化是众所周知的方法，但是焦化器与包括整合的分离罐的蒸汽裂化炉的整合是未知的。此外，通常优选使底部料循环至消失操作焦化器以最大化更轻质燃料组分或燃料原料的产率。这种底部循环操作生产非常难熔的化合物，例如庚烷不可溶多核芳香烃，其作为化学品进料是不合适的。特别不适合的原料是包含4个或更多稠芳环的分子。燃料焦化器通常装备有大的主分馏器，其通过与焦化器产物混合用于预热新鲜进料和通过混合焦化器原料和焦化器罐气体料流用于擦洗夹带液滴的焦化器气体。底部料与这种新鲜进料重新进入反应器。在整合的蒸汽裂化方法中，消除了该主分馏器。 
在本发明的实践中，整合的分离罐是特别有效率的并且对于重质进料蒸汽裂化和焦化方法的操作是有效的并且不结垢，因为其允许气体和重质液体之间的切割点容易地与原料性质一致变化。 
一种特别优选的设置是热裂化方法与蒸汽裂化器的直接整合。直接整合是指蒸汽裂化器对流段加热进入热转化设备的进料并且将热转化设备的流出物直接传送到分离罐，并且随后传送到辐射段而不通过任何中间热交换器。 
优选本文使用的热转化反应器包括延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokersTM、减粘裂化器和催化加氢减粘裂化器。 
热转化反应器优选的基本设置与延迟焦化器相似。具体地所述方法：i)在略微较低苛刻度下操作(例如，从800‑900℉(427‑482℃)，优选800‑850℉(427‑454℃))，ii)使用约0.1‑1.0kg蒸汽每kg渣油原料，iii)在更低的烃气体分压和/或更短的气体停留时间下操作焦化罐，iv)在整合的分离罐设备中由夹带的重质液体分离焦化气，和v)优选一次通过操作而没有底部循环。延迟焦化在P.J.Ellis和C.A.Paul题名为 “Tutorial:Delayed Coking Fundamentals.”文章29a,Topical Conference on Refinery Processing,1998Great Lakes Carbon Corporation(其可以从http://www.coking.com/DECOKTUT.pdf下载)的文章中描述。在延迟焦化器中，通过在作为蒸馏塔的罐中直接接触使产物气和夹带的液体与更冷的进料热交换。这种罐通常在接近50psig(345kPa)下操作。该技术导致完全转化成离开作为蒸馏塔的罐的气体的重质焦化器液体和在焦化罐中聚集的焦炭的反复使用的废止。离开作为蒸馏塔的罐的底部预热液体进料和热交换器通常在360‑400℃。将这种热的液体传送通过一个泵，所述泵将液体压力提升至300‑600psig(2.1‑4.1MPa)。热加压的进料流动通过焦化器炉，在其中所述进料被加热至接近500℃。接近500℃和60psig(414kPa)的炉流出物流入焦化罐中，所述焦化罐从蒸汽和夹带的液滴中分离固体焦炭。随后可以去除挥发组分并且将其传送到蒸汽裂化器(优选具有整合分离罐的蒸汽裂化器)，而留下焦炭。传送到蒸汽裂化器的材料随后被转化为烯烃。 
在另一个实施方案中，在加热区(例如延迟焦化器)中加热来自第一气/液分离器的液相至焦化温度(例如最高达649℃)并且随后传送到焦化区，其中在顶部收集挥发物并且形成焦炭。优选地，使来自第一气/液分离器的液相经受延迟焦化，其涉及石油渣油的热分解以生产多种沸腾范围的气、液料流和焦炭。在延迟焦化方法中，在烧制的加热器或管式炉中快速加热来自第一气/液分离器的液相，随后将来自第一气/液分离器的加热的液相传送到焦化罐，所述焦化罐保持在焦化发生的条件，通常在大于约400℃的温度超‑大气压力下。在焦化罐中的加热的进料还形成被移除和传送到蒸汽裂化器的挥发性组分(优选具有整合的分离罐的蒸汽裂化器)，并将焦炭留下。传送到蒸汽裂化器的材料随后被转化成烯烃。 
如果使用催化加氢减粘裂化反应器作为热转化反应器300，那么重质油与催化剂(例如金属硫化物)和分子的含氢气体(例如H2、合成气、燃料气)混合，并且高比例的减压渣油分子，例如至少约60%， 甚至约60‑80%之间，或甚至最高达95%被转化成较轻的在1050℃(566℃)以下沸腾的分子。通常操作条件包括785‑900℉(418‑482℃)的温度，2‑100分钟的停留时间(0.1‑5LHSV(液时空速))，500‑5000SCF/B的氢处理率，和100‑3000psig(0.689‑20.7MPa)的操作压力。优选的条件为约785‑860℉(418‑460℃)，10‑40分钟(0.2‑2LHSV)，1000‑2500SCF/B，和500‑1500psig(3.45‑17.2MPa)。虽然其它设计是可能的，但通常的反应器设计包括盘管反应器、结合泵环绕裂化反应器的盘管反应器，或带有液体再循环的浆态鼓泡床。通常，优化反应器条件以匹配进料质量；例如，更低的质量进料可要求更苛刻的条件以实现50‑95%范围的高转化，优选约60‑80%。使用常规的设施(高和低压分离器)在反应器之后移除气体和液体产物并且循环未使用的氢气至该方法。在催化加氢减粘裂化方法中使用的催化剂通常基于硫化物过渡金属。最通常的金属是Mo、Ni和Co。当该方法以浆料操作时，催化剂通常基于分散在碳质主体(a.k.a Microcat)的微米或亚微米尺寸的金属硫化物颗粒。所述Microcat可以基于硫化钼；其它过渡金属硫化物例如由钨、钒、铁、镍和钴生产的那些；或与一种或多种这些可选择的过渡金属硫化物结合的硫化钼，或可选择的过渡金属硫化物的组合。虽然单独钼对于许多进料提供了令人满意的操作，其它金属或多金属催化剂体系的使用可以对渣油的转化、氢气加成和脱硫提供了改进的性能，例如更高的催化活性。新鲜的催化剂通常通过将重质VGO馏分和低成本催化剂前体，例如钼酸铵或磷钼酸混合并且加热至600‑800℉(316‑427℃)10‑60分钟形成。催化剂的预形成优选在氢和H2S或元素硫存在下进行。以该方式生产的Microcat在许多转化、过滤和再使用循环中是稳定的。然而，催化剂可以在长的时间内去活化。由于这一原因，从方法中去除小清除料流可以是有利的。这种“用过的”催化剂可以在单独的设备中再生或再次形成新鲜的催化剂前体。当方法在固定床操作时，采用通常用于固定床渣油加氢脱硫(由包括650+渣油的进料生产低硫燃料油)、FCC进料预处理，和重质进料加氢裂化器的常规固定床催化剂。 
在1960年代，Exxon开发了本文可用的FlexicokingTM方法并且在宽范围的在先专利以及关于渣油加工技术的教科书中详细描述。例如，美国专利No.3,671,424,通过引入并入本文，描述并举例了合适的流化焦化设备和方法用于本文的用途。 
在另一个实施方案中，将离开第一气/液分离器的液相进一步加热到例如1000‑1200℉(538‑649℃)，优选1100‑1200℉(593‑649℃)，优选约1125‑1190℉(607‑643℃)的温度，通常在蒸汽裂化器的对流段的较低盘管中进行，其中通常一部分加热的材料通常是减粘裂化的，然后使用水(例如蒸汽)骤冷并蒸发减粘裂化的材料。随后将蒸发的减粘裂化材料传送到第二气/液分离器，其中减粘裂化的材料被分离成第二液相和第二气相。第二气相随后被引入蒸汽裂化器(在对流段或辐射段、或二者)并且从离开辐射炉的材料中回收至少30wt%的烯烃(优选40%或跟多，优选50wt%或更多)(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
通常，反应动力学和反应热计算显示当将渣油暴露于1200℉(649℃)粗略地2秒，获得几乎完全的减粘裂化转化。但因为减粘裂化是吸热反应，仅快速加热至1200℉(649℃)是不够的。在随后的减粘裂化中，渣油冷却至粗略地发生60%的950℉+(510℃+)至950℉‑(510℃‑)转化的程度。更高的温度增加了减粘裂化的转化率，但第二焦化反应也发生。因此，在优选的实施方案中，在较低的对流段中快速加热来自第一分离罐的底部料流至1000‑1200℉(538‑649℃)(优选1100‑1200℉(593‑649℃)，优选约1200℉(649℃))，其中烟气热连续的取代了吸热损失。为了最小化在对流段中的结垢，将底部料流仅在单程中加热以便高速度的渣油连续地将焦炭前体从内表面洗掉。如果确实发生一些焦化，周期性的蒸汽/空气脱焦将灼烧/使其从管上剥落。 
在可选择的实施方式中，对流管可以是通过固体外管围绕的多孔烧结的金属，其中蒸汽在环面中。蒸汽压力高于引起蒸汽渗出烧结内管的工艺压力从而防止焦炭沉积。 
随后，在离开对流段时，将减粘裂化的底部料(例如，1000‑1200℉(538‑649℃))快速骤冷，否则额外的停留时间可造成过度 的焦化。蒸汽和/或水是优异的骤冷介质，因为它们使大量新生成的轻质烃馏分蒸发降低了烃分压。注意，在该骤冷操作中，存在充足的液体，其防止焦化。在气相中，两分子的焦化反应是不占优势的(与液相相比)，因为烃浓度低。在优选的实施方案中，任何仍然可在气相发生的结垢通过骤冷至～840℉(449℃)避免。在任选的实施方案中，来自主分离罐的一部分底部料流可以有助于骤冷操作。 
在另一个实施方案中，小的第二分离罐从剩余的渣油中分离减粘裂化的轻质烃。如第一分离罐，至第二罐的管道接合剩余的液体，其随后在所述罐中与烃气体/蒸汽混合物分离。通过在～840℉(449℃)操作所述第二罐，在气相中的结垢将很低。因此，可以将气体传送到第一分离罐或第一罐的顶部管线。或者，可以将来自骤冷的气/液加入第一分离罐上游的管线，消除了对第二分离罐的需要。此外，双分离罐设计允许来自第一分离罐的底部料流仅仅一次激烈地减粘裂化，降低了严重焦化的可能性。注意，第二分离罐温度不那么高(烃分压也不那么低)以致底部料流将不能流动和/或不能流出。 
蒸汽伴热通常进一步降低气相结垢。焦化测试显示过度加热焦炉气至到达1250℉(677℃)使在旋流器中的结垢最小化，推测是通过防止液体沉积主焦化机构。因此，本发明的一个优选的实施方案是通过用过热的蒸汽使气/液分离下游的所有容器和管线蒸汽伴热而防止液体沉积。所述位热蒸汽(其比工艺气体显著更热)，如果这些管线只是隔热的，那么消除了可能存在的冷点。甚至更热的蒸汽可以用于过度加热气体至有限程度。如果需要，一些伴热蒸汽可以直接注射到气体中以提供进一步的过热。 
本发明的一个显著的优点重质进料的高利用性，而没有过分的焦化。 
对于本发明方法的另一个基本流程图在图4中显示。将重质原料原油或渣油101(优选包含约10%‑50%的在减压渣油范围(1050℉+(566℃+))沸腾的分子)加料到第一蒸汽裂化炉200中，所述第一蒸汽裂化炉200包括整合的分离罐205。在所述炉的对流段206将 整个进料加热至约800‑900℉(427‑482℃)。将全部预热进料通到207分离罐分离设备205，其中蒸发(或保持蒸发)在约1000‑1100℉(538‑593℃)以下沸腾的分子，并且从更重的仍然在液相中的化合物分离。材料通常在约800‑850℉(427‑454℃)的温度进入所述罐和通过使用蒸汽汽提或用轻质烃提取促进蒸发。气体通过210进入第一蒸汽裂化炉的辐射段250，而重质液体由分离罐220的底部取出。随后，将重质液体分子加入炉的对流段206(或通过与新鲜进料混合或通过传送至分离的加热盘管区)，其中重质液体被减粘裂化成更轻的分子。将水或蒸汽227引入以蒸发更轻的分子(通常在对流段外)。随后使减粘裂化的轻质分子通过221至分离罐分离设备400，所述分离罐分离设备400整合在蒸汽裂化炉中(未示出)其中蒸发(或保持蒸发)在约538‑593℃以下沸腾的分子，并且从仍然在液相中的更重的化合物中分离。将蒸气通过410进入蒸汽裂化炉的辐射段(未示出)，而底部料从分离罐的底部通过管线420取出。可以将蒸汽引入到蒸汽裂化炉(未示出)。来自分离罐的底部料420除其它以外可以用于燃料油。在优选的实施方案中，离开热转化反应器的材料不重新引入到第一裂化器中。 
在优选的实施方案中，在分离罐中主转化和分离之后保留的剩余减压渣油不回收以额外转化为化学品。这一剩余的材料包含非常难熔的化合物，例如庚烷不可溶的多核芳香烃，其对于化学品进料不是优选的。这些剩余的分子通过将其混入燃料油或任选的在分离的精炼厂渣油转化装置中转化以生产燃料得到更好的利用。 
在另一优选的实施方案中，在本发明中转化的减压渣油进料包含高于10.0wt%的氢，优选高于11.0wt%。 
在另一优选的实施方案中，进入热转化反应器(例如焦化器或延迟焦化器)的进料包含高于10.0wt%的氢，优选高于11.0wt%，优选高于11.5wt%，基于进料的重量。 
在另一个实施方案中，离开热转化反应器(例如焦化器或延迟焦化器)的气体的温度为750‑900℉(399‑482℃)，优选 780‑860℉(416‑460℃)，优选800‑850℉(427‑454℃)。在另一个实施方案中，在热转化反应器中的压力最多达30psig(207kPa)，优选最多达25psig(172kPa)，优选从1‑20psig(138kPa)。 
在优选的实施方案中，当由第一蒸汽裂化炉的对流段通到整合的第一分离罐时，未冷却烃原料。未冷却指的是优选原料液体和气体的混合料流的温度降低不超过30℃(或不超过50℃，或不超过100℃)。同样地在另一个实施方案中，当由第二蒸汽裂化炉的对流段通到整合的第二分离罐时，未冷却烃原料。 
在本文描述的方法的另一实施方案中，在进入到整合的分离罐之前，将热转化材料(例如渣油或液体底部相)传送到蒸汽裂化器的对流段。 
在另一个实施方案中，将分子氢(通常含分子氢的气体)在方法中任何点加入到加热的原料中。 
在另一个实施方案中，可以在方法中的任何点将蒸汽添加到加热的原料中。这尤其是可用于帮助在整合的分离罐区中的蒸发。 
在特别优选的实施方案中，热转化反应器在649℃或更低下操作，优选640℃或更低，优选630℃或更低。 
在一个特别优选的实施方案中，热转化反应器是低苛刻条件(例如，小于860℉(460℃)的温度和30kPa或更低的压力)下操作的延迟焦化器，并且将来自延迟焦化器的输出直接传送到整合在蒸汽裂化器上的分离罐(在传送到整合的分离罐之前，可将来自延迟焦化器的输出穿过蒸汽裂化器的对流段)。在这一方案中，进入延迟焦化器的进料在蒸汽裂化器的对流段中加热并且来自延迟焦化器罐的流出物直接在分离锅中流动，所述分离锅与蒸汽裂化器辐射段整合。给定的焦化罐可以被整合以供应进料至一个或多个配备有整合的分离罐的蒸汽裂化炉。带有一个或多个炉的多个焦化罐和分离锅的整合也是可能的。代替一个罐，可以有两个或三个罐并联。一个罐可以在蒸汽上，并且其它被腾空焦炭。 
在特别优选的实施方案中，将减压渣油通入蒸汽裂化对流段中， 随后传送到气/液分离器(其中气/液分离器与蒸汽裂化器流体相连，特别与蒸汽裂化器的对流段流体相连)，其后将渣油转化成气相和液相。将气相传送到相同或不同的蒸汽裂化器，在辐射段或对流段，或二者。将液相传送到热转化区，例如焦化器、延迟焦化器、菲克斯焦化器、催化减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器，其中将其转化成气体或液体料流和焦炭。随后将气体或液体料流传送进蒸汽裂化器(优选不同于第一蒸汽裂化器的蒸汽裂化器)的对流段和之后传送至气/液分离器(其中气/液分离器与蒸汽裂化器流体相连，特别是蒸汽裂化器的对流段流体相连)，和之后将加热的气体或液体料流转化为气相和液相，和将所述气相传送到相同或不同的蒸汽裂化器中，在辐射或对流段，或二者。 
在另一个实施方案中，本发明涉及： 
1.用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括： 
(a)将包含减压渣油的烃原料传送到第一热转化区，其中将所述原料加热到小于649℃的温度(例如，在小于649℃下操作)，其中至少30wt%(至少50wt%，至少70wt%或至少90wt%)的减压渣油被转化为在566℃以下沸腾的材料； 
(b)将所述热转化的渣油引入到气/液分离器，以形成气相和液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连； 
(c)将所述气相传送至所述蒸汽裂化炉；和 
(d)从离开蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
2.段落1的方法，其中来自步骤(b)的气/液分离器的液体底部相：被带到(例如，加热或冷却)538‑649℃的温度(或者，小于649℃)以减粘裂化至少一部分的液体底部相；之后将减粘裂化的液体底部相骤冷并且随后传送到第二气/液分离器，其中减粘裂化液体底部相被分离成第二液相和第二气相；其后将第二气相然后引入到步骤(c)的蒸汽裂化炉。 
3.用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括： 
(a)加热包含减压渣油的烃原料和转化至少10wt%的减压渣油成 在566℃以下沸腾的材料； 
(b)将所述加热的烃原料传送至气/液分离器； 
(c)在所述分离器中闪蒸所述加热的烃原料以形成气相和包含所述渣油的液相； 
(d)将至少一部分来自所述分离器的所述含渣油的液相传送到第一热转化区； 
(e)将所述热转化的液相传送至气/液分离器以形成第二气相和第二液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连； 
(f)将所述第二气相传送至所述蒸汽裂化炉以热转化(至少一部分)所述第二气相；和 
(g)从离开所述蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
4.段落3的方法，其中将来自步骤(c)的液相加热到538‑649℃的温度以减粘裂化至少一部分液相；之后将减粘裂化的液相骤冷并随后传送至另一气/液分离器，其中减粘裂化液相被分离成减粘裂化的液相和减粘裂化的气相；其后将减粘裂化的气相引入到步骤(d)的热转化区。 
5.段落1‑4的任一方法，其中将来自权利要求1中步骤(b)中的气/液分离器的权利要求1中的液体底部相或来自权利要求2中步骤(c)的液相加热至593‑649℃的温度。 
6.段落1‑5的任一方法，其中热转化区包含焦炭颗粒，其中所述区具有至少1：1的焦炭颗粒/新鲜进料比率(wt/wt)(优选至少3：1，优选至少5：1，或从1：1至50：1，优选从3：1至30：1)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量。 
7.段落1‑5的任一方法，其中所述热转化区是延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。 
8.段落1‑5的任一方法，其中所述热转化区是延迟焦化器。 
9.段落1‑8的任一方法，其中所述热转化区在热转化区之后蒸汽裂化器的炉段的操作温度以下25℃或更多下操作。 
10.段落1‑9的任一方法，其中减压渣油进料包含高于10.0wt%的 氢。 
11.以上权利要求的任一方法，其中进入热转化区的进料包含高于11.0wt%的氢。 
12.段落1‑11的任意方法，其中离开热转化区的气体的温度是399‑482℃。 
13.段落1‑12的任一方法，其中在进入气/液分离器之前，将权利要求1的热转化渣油传送至蒸汽裂化器的对流段。 
14.段落2‑13的任一方法，其中在进入到气/液分离器之前，将权利要求2的热转化液相传送到蒸汽裂化器的对流段。 
15.段落1‑14的任一方法，其中在所述方法中的任意点将氢或蒸汽加入到加热的原料。 
16.段落1‑15的任一方法，其中所述蒸汽裂化器对流段加热至热转化区的进料，并且将热转化区的流出物直接传送到气/液分离器，并随后传送至蒸汽裂化器的辐射段，而不传送通过任何中间热交换器。 
17.段落1‑16的任一方法，其中至少40wt%的烯烃从离开辐射炉的材料回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
18.段落1‑17的任一方法，其中第一热转化区是流化焦化器。 
19.段落1‑18的任一方法，其中第一热转化区是催化加氢减粘裂化器。 
20.段落1‑19的任一方法，其中第一热转化区是在400至小于649℃的温度下操作的加氢减粘裂化器。 
21.用于裂化包含减压渣油的烃原料的系统，包括： 
a)在小于649℃的温度下操作的第一热转化区，其选自：延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器，所述第一热转化区与b)蒸汽裂化炉流体相连，所述b)蒸汽裂化炉具有与所述炉流体相连的气/液分离器。 
22.段落21的系统，进一步包括与所述热转化区流体相连的第二气/液分离器。 
23.段落21或22的系统，其中第一热转化区是流化焦化器，所述 流化焦化器包括： 
i)流化床气化器， 
ii)传送管线反应器，其包括与所述分离器较低部分流体相连的烃进料口，和热解产物出口管线， 
iii)固体管道，其将所述流化床气化器的较低部分与所述传送管线反应器连接，和 
iv)至少一个旋风分离器，其具有连接到所述热解产物出口管线的入口，在所述旋风分离器顶部的裂化产物出口，和在所述旋风分离器底部的固体出口。 
24.段落23的系统，进一步包括在所述流化床气化器底部的空气/蒸汽入口。 
25.段落23或24的系统，其中所述流化焦化器进一步包括流化床加热器容器，其具有连接所述加热器容器较低部分和所述气化器的再循环固体管道，和至少一个气体管道，所述气体管道在所述气化器的较高部分和所述加热器容器的较低部分之间连接。 
26.段落23‑25的任一系统，其中所述旋风分离器固体出口连接到所述流化床气化器或所述加热器容器的任意一个或二者。 
27.段落23‑26的任一系统，包括连接所述加热容器和所述气化器较低部分的两个固体管道。 
28.段落23‑27的任一系统，其中所述传送管线反应器是垂直提升管反应器，其中所述固体管道和所述烃进料入口连接到所述反应器的较低部分。 
29.段落23‑28的任一系统，其中所述传送管线反应器是下降流反应器，其中所述固体管道和所述烃进料入口连接到所述反应器的较高部分。 
在另一个实施方案中，本发明涉及： 
1A.用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括： 
(a)将包含减压渣油的烃原料传送到第一热转化区，其中将所述原料加热到小于649℃的温度，其中至少30wt%的减压渣油被转化为在 566℃以下沸腾的材料； 
(b)将所述热转化的渣油引入到气/液分离器以形成气相和液相，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连； 
(c)将所述气相传送至所述蒸汽裂化炉(优选蒸汽裂化炉中的辐射炉)；和 
(d)从离开蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
2A.段落1A的方法，其中来自步骤(b)的气/液分离器的液体底部相：被带到538‑649℃的温度以减粘裂化至少一部分的液体底部相；之后将减粘裂化的液体底部相骤冷并且随后传送到第二气/液分离器，其中减粘裂化液体底部相被分离成第二液相和第二气相；其后将第二气相然后引入到步骤(c)的蒸汽裂化炉。 
3A.段落1A的方法，其中来自步骤(b)的气/液分离器的液体底部相被加热到593‑649℃的温度。 
4A.段落1A的方法，其中热转化区包含焦炭颗粒，其中所述区具有至少1：1的焦炭颗粒/新鲜进料比率(wt/wt)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量。 
5A.段落1A的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。 
6A.段落5A的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器。 
7A.段落1A的方法，其中所述热转化区在热转化区之后蒸汽裂化器的炉段的操作温度以下25℃或更多下操作。 
8A.段落1A的方法，其中减压渣油进料包含高于10.0wt%的氢。 
9A.段落1A的方法，其中进入热转化区的进料包含高于11.0wt%的氢。 
10A.段落1A的方法，其中离开热转化区的气体的温度是399‑482℃。 
11A.段落1A的方法，其中在进入气/液分离器之前，将权利要求1的热转化渣油传送至蒸汽裂化器的对流段。 
12A.段落1A的方法，其中在所述方法中的任意点将氢或蒸汽加入到加热的原料。 
13A.段落1A的方法，其中所述蒸汽裂化器对流段加热至热转化区的进料，并且将热转化区的流出物直接传送到气/液分离器，并随后传送至蒸汽裂化器的辐射段，而不传送通过任何中间热交换器。 
14A.段落1A的方法，其中至少40wt%的烯烃从离开辐射炉的材料回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
15A.段落1A的方法，其中第一热转化区是流化焦化器。 
16A.段落1A的方法，其中第一热转化区是催化加氢减粘裂化器。 
17A.段落1A的方法，其中第一热转化区是在400至小于649℃的温度下操作的加氢减粘裂化器。 
18A.用于裂化包含减压渣油的烃原料的方法，包括： 
(a)加热包含至少1wt%的减压渣油的烃原料，基于烃原料的重量，并且将至少10wt%的减压渣油转化为在566℃以下沸腾的材料； 
(b)将所述加热的烃原料传送至气/液分离器； 
(c)在所述分离器中闪蒸所述加热的烃原料以形成气相和包含所述渣油的液相； 
(d)将至少一部分来自所述分离器的所述含渣油的液相传送到第一热转化区；以热转化至少一部分所述含渣油的液相； 
(e)将所述热转化的液相传送至气/液分离器，所述分离器与蒸汽裂化炉流体相连，以形成第二气相和第二液相； 
(f)将所述第二气相传送至所述蒸汽裂化炉以热转化至少一部分所述第二气相；和 
(g)从离开所述蒸汽裂化炉的辐射炉的材料回收至少30wt%的烯烃(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
19A.段落18A的方法，其中将来自步骤(c)的液相加热到538‑649℃的温度以减粘裂化至少一部分液相；之后将减粘裂化的液相骤冷并随后传送至另一气/液分离器，其中减粘裂化液相被分离成减粘裂化的液相和减粘裂化的气相；其后将减粘裂化的气相引入到步骤(d)的热转化 区。 
20A.段落18A的方法，将来自权利要求1中步骤(b)中的气/液分离器的权利要求1中的液体底部相或来自权利要求2中步骤(c)的液相加热至593‑649℃的温度。 
21A.段落18A的方法，其中热转化区包含焦炭颗粒并且所述区具有至少1：1的焦炭颗粒/新鲜进料比率(wt/wt)，基于循环焦炭固体和进入所述区的新鲜进料的重量。 
22A.段落18A的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器。 
23A.段落18A的方法，其中所述热转化区是延迟焦化器。 
24A.段落18A的方法，其中所述热转化区在热转化区之后蒸汽裂化器的炉段的操作温度以下25℃或更多下操作。 
25A.段落18A的方法，其中减压渣油进料包含高于10.0wt%的氢。 
26A.段落18A的方法，其中进入热转化区的进料包含高于11.0wt%的氢。 
27A.段落18A的方法，其中离开热转化区的气体的温度是399‑482℃。 
28A.段落18A的方法，其中在进入气/液分离器之前，将权利要求1的热转化渣油传送至蒸汽裂化器的对流段。 
29A.段落18A的方法，其中在进入到气/液分离器之前，将权利要求2的热转化液相传送到蒸汽裂化器的对流段。 
30A.段落18A的方法，其中在所述方法中的任意点将氢或蒸汽加入到加热的原料。 
31A.段落18A的方法，其中所述蒸汽裂化器对流段加热至热转化区的进料，并且将热转化区的流出物直接传送到气/液分离器，并随后传送至蒸汽裂化器的辐射段，而不传送通过任何中间热交换器。 
32A.段落18A的方法，其中至少40wt%的烯烃从离开辐射炉的材料回收(基于离开辐射炉的总烃材料的重量)。 
33A.段落18A的方法，其中第一热转化区是流化焦化器。 
34A.段落18A的方法，其中第一热转化区是催化加氢减粘裂化器。 
35A.段落18A的方法，其中第一热转化区是在400至小于649℃的温度下操作的加氢减粘裂化器。 
36A.用于裂化包含减压渣油的烃原料的系统，包括： 
a)在小于649℃的温度下操作的第一热转化区，其选自：延迟焦化器、流化焦化器、FlexicokerTM、减粘裂化器或催化加氢减粘裂化器，所述第一热转化区与b)蒸汽裂化炉流体相连，所述b)蒸汽裂化炉具有与所述炉流体相连的气/液分离器。 
37A.段落36A的系统，进一步包括与所述热转化区流体相连的第二气/液分离器。 
38A.段落36A的系统，其中第一热转化区是流化焦化器，所述流化焦化器包括： 
i)流化床气化器， 
ii)传送管线反应器，包括与所述分离器较低部分流体相连的烃进料口，和热解产物出口管线， 
iii)固体管道，其将所述流化床气化器的较低部分与所述传送管线反应器连接，和 
iv)至少一个旋风分离器，其具有连接到所述热解产物出口管线的入口，在所述旋风分离器顶部的裂化产物出口，和在所述旋风分离器底部的固体出口。 
39A.段落38A的系统，进一步包括在所述流化床气化器底部的空气/蒸汽入口。 
40A.段落38A的系统，其中所述流化焦化器进一步包括流化床加热器容器，其具有连接所述加热器容器较低部分和所述气化器的再循环固体管道，和至少一个气体管道，所述气体管道在所述气化器的较高部分和所述加热器容器的较低部分之间连接。 
41A.段落38A的系统，其中所述旋风分离器固体出口连接到所述流化床气化器或所述加热器容器的任意一个或二者。 
42A.段落38A的系统，包括连接所述加热容器和所述气化器较低 部分的两个固体管道。 
43A.段落38A的系统，其中所述传送管线反应器是垂直提升管反应器，其中所述固体管道和所述烃进料入口连接到所述反应器的较低部分。 
44A.段落38A的系统，其中所述传送管线反应器是下降流反应器，其中所述固体管道和所述烃进料入口连接到所述反应器的较高部分。 
实施例
将一系列带有各种质量和氢含量的三种减压渣油经历表1中总结的焦化条件。为了最大化带有降低的轻质气体生产的1050℉‑馏分液体产物，选择比通常实践在苛刻度上更温和的焦化条件。分析来自焦化反应的产物以确定石脑油、馏出物和瓦斯油的产率，并且确定基本液体产物质量(比重、氢含量等)。 
随后，使用蒸汽裂化过程的仿真模型以估算可以由完全沸腾范围焦化产物生产的化学产物的产率。选择的蒸汽裂化产物产率在表2中突出。可以容易看出这一焦化加蒸汽裂化过程使得能够高产率的由减压渣油生产化学产品，包括乙烯/丙烯和丁烯。当起始减压渣油具有在11‑12wt%或更多范围的较高氢含量时，有利于高烯烃产率。重质较低价值的焦油和瓦斯油产物的产率随着进料氢含量降低而增加。 
表1:各种质量减压渣油的温和严峻度的焦化 
初始减压渣油进料 A B C API*5.4 9.8 16.5 %H 10.18 11.21 12.16 条件       单元压力psig(kPa) 3(20.7) 20(137.9) 20(137.9) 焦化床的平均温度℉(℃) 820(438) 800(427) 824(440) 产率wt%       H2S 0.58 0.68 0.20 甲烷 2.10 2.08 1.77 其它C4‑4.10 4.90 5.20
[0212] 石脑油(C5‑,400℉(204℃)) 11.61 15.75 18.83 馏出物(400℉‑650℉(204‑343℃)) 19.67 21.53 23.69 底部料(650℉+(343℃)) 38.38 24.38 17.41 焦炭 23.57 24.38 17.41 氢含量       石脑油(400℉‑(204℃‑))13.7 14.1 14.2 馏出物(400℉‑650℉(204‑343℃)) 12.5 12.64 13.2 底部料(650℉+(343℃)) 11 11.8 12.3
*API=美国石油学会以度的比重 
表2:使用蒸汽裂化器过程仿真模型估计的宽馏分焦化液体的蒸汽裂化产率 
初始减压渣油进料 A B C API 5.4 9.8 16.5 SC产率wt%       乙烯+丙烯+C4的产率 28.4 33.9 38.6 焦油(C17+) 26.7 18.0 13.9        
除另有说明，本文使用的术语的含义应当采用它们本领域普通的含义；特别可以参考Handbook of Petroleum Refining Processes,第三版,Robert A.Meyers,编辑,McGraw‑Hill(2004)。此外，所有的优选权文件、专利、专利申请、测试程序(例如ASTM方法)和其它本文引用的文献通过参考完全并入本文，至这种程度，这些公开内容与本发明是一致的并且对于所有司法管辖区中，这种并入是允许的。此外，当数值下限和数值上限在本文列出时，任何下限至任何上限的范围可预期的。 
以上本发明已经参考众多实施方案和具体实施例描述。本领域技术人员根据以上详细的描述将提出很多变体。所有这些明显的变体在所附的权利要求书的全部预期的范围内。