CN101139529B

CN101139529B - 一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法

Info

Publication number: CN101139529B
Application number: CN2006101130173A
Authority: CN
Inventors: 崔德春; 王子军; 刘自宾
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2006-09-07
Filing date: 2006-09-07
Publication date: 2011-05-18
Anticipated expiration: 2026-09-07
Also published as: CN101139529A

Abstract

一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法，重质加氢焦化柴油馏分进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为260～320℃。本发明提供的方法既开拓了焦化柴油的用途，又扩大了蒸汽裂解制乙烯原料的来源。本发明所用的重质加氢焦化柴油馏分不但能满足优质蒸汽裂解制乙烯原料的要求，而且与全馏分加氢焦化柴油相比，其BMCI值下降了4～15个单位，裂解后所得的低碳烯烃的单程收率可以提高4～7个百分点。并且本发明流程简单，工艺方案灵活，可充分利用现有的工业装置，其投资费用和操作费用均较低。

Description

一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法

技术领域

本发明涉及一种在不存在氢的情况下，烃油用热气体或热蒸汽的非催化热裂化的方法，更具体地说是一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法。

背景技术

随着我国国民经济的持续高速发展，新世纪国内对石油化工产品(三烯和三苯)的需求稳步增长，蒸汽裂解制乙烯过程已经成为石油化工的龙头工艺，作为主要产品的乙烯，其产量和成本将直接关系到我国石化行业总体经济效益和技术经济指标。

近年来我国的乙烯生产能力也大幅度提高，截止到2004年底我国全行业乙烯生产能力达到630万吨左右，近年来基本上保持每年增加100万吨乙烯的速度，根据有关预测到2020年我国乙烯生产能力也只能满足50％左右的需求。第11个五年计划后，全国乙烯生产能力要达到1000万吨左右。要满足我国乙烯生产高速发展的需要，就必须不断优化和拓展蒸汽裂解的原料资源。

蒸汽裂解制乙烯原料的来源和种类是很广泛的，其选择主要受国家的油气资源情况而定。通常情况乙烯原料费用约占乙烯总成本的60％～80％，因此乙烯原料的优化对降低乙烯的成本和增强下游石化产品的市场竞争力成本具有举足轻重的作用。我国乙烯生产发展的初期的主要蒸汽裂解原料为直馏柴油及轻减压蜡油，经过近30多年的技术发展和优化裂解原料结构，目前蒸汽裂解原料的60％来自于石脑油馏分，但由于原油资源及现有炼厂生产能力的限制，进一步增加石脑油馏分来满足乙烯生产需求是短时期难以达到的。而根据我国现在炼油技术特点，拓展蒸汽裂解原料资源，采用优质化的重质裂解原料是缓解目前制约我国乙烯工业发展原料瓶颈的有效措施之一。

延迟焦化是一种渣油深加工工艺，它具有投资低、流程简单、技术成熟、渣油转化率高、原料适应性强等优点，是当今炼油厂中渣油加工的主要手段，2003年我国的延迟焦化装置加工能力已达到3000多万吨/年。减压渣油经过延迟焦化工艺生产可得到焦化汽油馏分和焦化柴油馏分，其中焦化汽油馏分经过加氢精制后，可以作为蒸汽裂解制乙烯的石脑油原料；焦化柴油馏分经过加氢精制后目前普遍作为商品柴油或柴油调和组分。这是因为原油的类型不同，主要有石蜡基原油、中间基原油和环烷基原油，所得的渣油的性质亦不同，而所得的焦化柴油性质差异较大，此外，即使是同一类型的渣油，通过不同焦化工艺所得的焦化柴油的性质差异也很大，因此，将焦化柴油直接作为蒸汽裂解原料存在着低碳烯烃收率低和裂解炉易结焦、工业操作周期短等问题。

CN1087665A公开了一种由渣油制取乙烯原料油的方法，该方法首先将渣油经过焦化的热加工，渣油焦化后，大部分裂化成为焦化石脑油和焦化轻柴油，剩余的一部分在焦化塔内缩合成焦炭，另一部分重组分则作为焦化装置的循环油。其中焦化石脑油和焦化轻柴油经加氢精制后，可作为蒸汽裂解制乙烯的原料，对于石蜡基原油的渣油，其焦化石脑油和焦化轻柴油可以不需要加氢精制而直接作为蒸汽裂解的原料。该方法可以使原油更多地转化成蒸汽裂解制乙烯的原料油。该方法所得的蒸汽裂解制乙烯的原料主要为焦化石脑油和焦化轻柴油，其馏分较轻。

CN1062583C公开了一种乙烯裂解料的制备方法，该方法将体积百分比组成为轻蜡油30％～100％，焦化柴油0％～70％物料加入加氢装置，在温度为300～350℃，氢分压为15.0～17.0MPa，体积空速为0.5～1.2h^-1的条件下，进行加氢反应，其反应生成物经洗涤，脱气得到乙烯裂解料，其中轻蜡油的馏程为75～400℃，焦化柴油的馏程为80～360℃。但是该方法所用的加氢技术为高压加氢技术，因此设备成本和操作成本均较高。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法。

本发明提供的方法包括：重质加氢焦化柴油馏分进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为260～320℃，蒸汽裂解的反应条件是：反应压力以绝压计，为0.15～0.25MPa，停留时间为0.01～0.6秒，水油重量比为0.5～1.0，裂解炉出口温度为760～870℃。

本发明提供的方法可用质量差、价值低的焦化柴油生产高价值的低碳烯烃，既开拓了焦化柴油的用途，又扩大了蒸汽裂解制乙烯原料的来源。本发明所用的重质加氢焦化柴油馏分不但能满足优质蒸汽裂解制乙烯原料的要求，而且与全馏分加氢焦化柴油相比，其BMCI值下降了4～15个单位，裂解后所得的低碳烯烃的单程收率可以提高4～7个百分点。并且本发明流程简单，工艺方案灵活，可充分利用现有的工业装置，其投资费用和操作费用均较低。

具体实施方式

本发明提供的方法是这样具体实施的：

重质加氢焦化柴油馏分进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应条件是：反应压力以绝压计，为0.15～0.25MPa，优选0.16～0.22MPa，停留时间为0.01～0.6秒，优选0.2～0.4秒，水油重量比(水蒸汽与原料油的重量比)为0.5～1.0，优选0.7～0.8，裂解炉出口温度为760～870℃，优选790～820℃，反应后的产物经冷却后进入分馏塔进行分离，得到裂解气、裂解汽油、裂解柴油和裂解焦油，其中裂解气经压缩、干燥和净化后进入气体分离装置，经多次分离可得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。所述的重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为260～320℃，优选280～310℃。

所述的重质加氢焦化柴油可由下述任一个方法得到，也可是下述任几个方法分别得到的重质加氢焦化柴油的混合物。

所述的生产重质加氢焦化柴油的方法包括：

(1)焦化汽油和焦化柴油的混合物与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应条件为：反应温度250～450℃、优选320～360℃、氢分压1.0～10.0MPa、优选3.0～6.0MPa、体积空速0.3～6.0h^-1、优选1.0～3.0h^-1、氢油体积比50～800Nm³/m³、优选200～500Nm³/m³。其反应流出物经冷却后依次进入高压分离器和低压分离器，进行气液分离，所得的富氢气体可循环回加氢精制反应区循环使用，所得的液相物流进入常压分馏塔进行馏分分离，由塔顶得到加氢焦化汽油馏分，由侧线得到轻质加氢焦化柴油馏分，由塔底得到重质加氢焦化柴油馏分。所述的焦化汽油和焦化柴油的混合物是由渣油延迟焦化工艺生产得到的，其馏程为50℃～400℃。

(2)焦化柴油与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应条件为：反应温度250～450℃、优选320～360℃、氢分压1.0～10.0MPa、优选3.0～6.0MPa、体积空速0.3～6.0h^-1、优选1.0～3.0h^-1、氢油体积比50～800Nm³/m³、优选200～500Nm³/m³。其反应流出物经冷却后依次进入高压分离器和低压分离器，进行气液分离，所得的富氢气体可循环回加氢精制反应区循环使用，所得的液相物流即为加氢焦化柴油。所得的加氢焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，由塔顶得到轻质加氢焦化柴油馏分，由塔底得到重质加氢焦化柴油馏分。所述的焦化柴油馏分是由渣油延迟焦化工艺生产得到的，其馏程为180～400℃。

(3)焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，由塔顶得到轻质焦化柴油馏分，由塔底得到重质焦化柴油馏分。所得的重质焦化柴油馏分与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应条件为：反应温度250～450℃、优选320～360℃、氢分压1.0～10.0MPa、优选3.0～6.0MPa、体积空速0.3～6.0h^-1、优选1.0～3.0h^-1、氢油体积比50～800Nm³/m³、优选200～500Nm³/m³。其反应流出物经冷却后依次进入高压分离器和低压分离器，进行气液分离，所得的富氢气体可循环回加氢精制反应区循环使用，所得的液相物流即为重质加氢焦化柴油馏分。所述的焦化柴油馏分是由渣油延迟焦化工艺生产得到的，其馏程为180～400℃。

在生产重质加氢焦化柴油的方法(1)、(2)、(3)中，所述的常压分馏塔为塔板式分馏塔或填料式分馏塔。其操作方式既可为连续操作也可为间歇操作。

在生产重质加氢焦化柴油的方法(1)、(2)、(3)中，所述的加氢精制催化剂为一种金属负载型催化剂，载体为无定型氧化铝和/或硅铝，金属组分选自第VIB族金属和第VIII族非贵金属中的一种或几种，其中第VIB族金属优选钼和/或钨，第VIII族金属优选钴和/或镍。

减压渣油经过延迟焦化工艺生产的焦化柴油馏份中烯烃和胶质含量高、安定性差，需进行加氢精制，使得烯烃饱和，从而改善裂解性能，缓和原料在反应炉管中结焦速度；作为蒸汽裂解乙烯原料，加氢焦化柴油的烯烃含量应小于3重量％(裂解炉设计的进料要求)。在加氢过程中，不仅焦化柴油中的烯烃大部分被饱和，其芳烃组分也被部分饱和反应，还有少量的加氢裂化反应，从而使得芳烃组分相对集中在加氢焦化柴油中馏分较轻的部分。因此，通过对不同的全馏分加氢焦化柴油，选择不同的馏分切割点，可以有效地提高重质加氢焦化柴油馏分的性质，使其成为更优化的蒸汽裂解制乙烯的原料。

所述的重质加氢焦化柴油馏分不但能满足优质蒸汽裂解制乙烯原料的要求，而且与全馏分加氢焦化柴油相比，其BMCI值下降了4～15个单位，裂解后所得的低碳烯烃的单程收率可以提高4～7个百分点。本发明提供的方法原料适应强，工艺方案灵活，从多种技术方案得到的重质加氢焦化柴油馏分都可作为本发明的原料。此外，本发明流程简单，操作条件缓和，并可充分利用现有的工业装置，其投资费用和操作费用均较低。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。

实施例和对比例中所使用的加氢精制催化剂的商品牌号为RN-10，由中国石化催化剂分公司长岭催化剂厂生产。

对比例1

以一种焦化柴油为原料油A，其原料性质如表1所示。原料油A与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，以所得的加氢焦化柴油为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。加氢精制的反应条件和所得的加氢焦化柴油性质如表2所示。蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表2所示。

实施例1

原料油A与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触，在与对比例1相同的反应条件下进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，所得的加氢焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，得到轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为300℃。常压分馏塔为无规填料式塔，采用间歇操作。以所得的重质加氢焦化柴油馏分为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下，以对比例1相同的反应条件进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。

加氢精制的反应条件和所得的重质加氢焦化柴油馏分性质如表2所示，从表2可以看出，重质加氢焦化柴油馏分的BMCI值为22.19，与对比例1的加氢焦化柴油相比，下降了6.87；直链烷烃含量为50.81重量％，与对比例1的加氢焦化柴油相比，增加了4.81个百分点。

蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表2所示。由表2中可以看出乙烯、丙烯和丁二烯的收率分别为27.19重量％、13.73重量％和5.14重量％，与对比例1相比，低碳烯烃的收率增加了5.52个百分点。

对比例2

以一种焦化柴油为原料油B，其原料性质如表1所示。原料油B与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，以所得的加氢焦化柴油为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。加氢精制的反应条件和所得的加氢焦化柴油性质如表3所示。蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表3所示。

实施例2

原料油B与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触，在与对比例2相同的反应条件下进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，所得的加氢焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，得到轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为310℃。常压分馏塔为无规填料式塔，采用间歇操作。以所得的重质加氢焦化柴油馏分为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下，以对比例2相同的反应条件进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。

加氢精制的反应条件和所得的重质加氢焦化柴油馏分性质如表3所示。从表3可以看出，重质加氢焦化柴油馏分的BMCI值为23.45，与对比例2的加氢焦化柴油相比，下降了6.51；直链烷烃含量为47.75重量％，与对比例2的加氢焦化柴油相比，增加了3.75个百分点。

蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表3所示。由表3中可以看出乙烯、丙烯和丁二烯的收率分别为25.71重量％、13.21重量％和5.07重量％，与对比例2相比，低碳烯烃的收率增加了4.98个百分点。

对比例3

以一种焦化柴油为原料油C，其原料性质如表1所示。原料油C与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，以所得的加氢焦化柴油为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。加氢精制的反应条件和所得的加氢焦化柴油性质如表4所示。蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表4所示。

实施例3

原料油C与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触，在与对比例3相同的反应条件下进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，所得的加氢焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，得到轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为280℃。常压分馏塔为无规填料式塔，采用间歇操作。以所得的重质加氢焦化柴油馏分为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃，蒸汽裂解反应的反应条件与对比例3相同。

加氢精制的反应条件和所得的重质加氢焦化柴油馏分性质如表4所示。从表4可以看出，重质加氢焦化柴油馏分的BMCI值为24.19，与原料油C相比，下降了4.87；直链烷烃含量为48.98重量％，与原料油C相比，增加了4.09个百分点。

蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表4所示。由表4中可以看出乙烯、丙烯和丁二烯的收率分别为26.92重量％、13.40重量％和5.08重量％，与对比例3相比，低碳烯烃的收率增加了5.88个百分点。

对比例4

以一种焦化柴油为原料油D，其原料性质如表1所示。原料油D与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物进行分离后得到加氢焦化柴油，以所得的加氢焦化柴油为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。加氢精制的反应条件和所得的加氢焦化柴油性质如表5所示。蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表5所示。

实施例4

原料油D进入常压分馏塔进行馏分分离后得到轻质焦化柴油馏分和重质焦化柴油馏分，所得的重质焦化柴油馏分与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触，在与对比例4相同的反应条件下进行反应，反应流出物经分离后得到重质加氢焦化柴油馏分。其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为310℃。常压分馏塔为无规填料式塔，采用间歇操作。以所得的重质加氢焦化柴油馏分为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。蒸汽裂解反应的反应条件与对比例4相同。

加氢精制的反应条件和所得的重质加氢焦化柴油馏分性质如表5所示。从表5可以看出，重质加氢焦化柴油馏分的BMCI值为21.41，与原料油D相比，下降了8.8；直链烷烃含量为48.79重量％，与原料油D相比，增加了7.70个百分点。

蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表5所示。由表5中可以看出乙烯、丙烯和丁二烯的收率分别为25.83重量％、14.02重量％和5.22重量％，与对比例4相比，低碳烯烃的收率增加了6.97个百分点。

实施例5

以一种焦化汽油和焦化柴油的混合物为原料油E，其原料性质如表1所示。原料油E与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物经气液分离后得到气相物流和液相物流，所得的液相物流进入常压分馏塔进行馏分分离，得到加氢焦化汽油馏分、轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分。其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为280℃。常压分馏塔为塔板式分馏塔，采用连续操作。以所得的重质加氢焦化柴油馏分为原料进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，其反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯等低碳烯烃。

加氢精制的反应条件和所得的重质加氢焦化柴油馏分性质如表6所示。从表6可以看出，重质加氢焦化柴油馏分的BMCI值为20.16，直链烷烃含量为51.12重量％。蒸汽裂解反应的反应条件和裂解主要产品收率如表6所示。由表6中可以看出乙烯、丙烯和丁二烯的收率分别为27.59重量％、14.01重量％和5.23重量％。

表1

原料油编号	A	B	C	D	E
						密度(20℃)，g/cm³	0.8497	0.8579	0.8501	0.8489	0.8197
硫含量，μg/g	7012	4332	5641	2345	6597
						氮含量，μg/g	2869	1687	1987	1098	1529
溴价，gBr/100g	34.28	35.69	36.12	35.74	37.69
						馏程ASTM D-1160，℃
IBP	189	182	190	180	63
						10％	214	216	214	220	109

50％	269	271	263	267	254
						90％	331	334	332	329	347
FBP	365	373	368	365	386

表2

编号	对比例1	实施例1
			原料油	A	A
加氢精制反应条件
			氢分压，MPa	3.2	3.2
反应温度，℃	340	340
			体积空速，h^-1	1.5	1.5
氢油体积比，Nm³/m³	350	350
			产物性质	加氢焦化柴油	重质加氢焦化柴油
密度(20℃)，g/cm³	0.8381	0.8461
			氢含量，重量％	13.29	13.58
BMCI值	29.06	22.19
			K值	11.90	12.25
馏程ASTM D-1160，℃
			IBP	192	295
FBP	357	356
			族组成，重量％
直链烷烃	46.0	50.81

芳烃	26.3	20.01
			烯烃	0.02	0.01
蒸汽裂解反应条件
			炉出口温度，℃	800	800
反应压力(绝)，MPa	0.21	0.21
			水油重量比	0.75	0.75
停留时间，秒	0.38	0.38
			蒸汽裂解产物收率，重量％
乙烯	23.95	27.19
			丙烯	12.06	13.73
丁二烯	4.53	5.14

表3

编号	对比例2	实施例2
			原料油	B	B
加氢精制反应条件
			氢分压，MPa	3.2	3.2
反应温度，℃	360	360
			体积空速，h^-1	1.5	1.5
氢油体积比，Nm³/m³	350	350
			产物性质	加氢焦化柴油	重质加氢焦化柴油
密度(20℃)，g/cm³	0.8401	0.8500

氢含量，重量％	13.31	13.61
			BMCI值	29.96	23.45
K值	11.87	12.09
			馏程ASTM D-1160，℃
IBP	185	305
			FBP	360	356
族组成，重量％
			直链烷烃	44.0	47.75
芳烃	26.3	21.01
			烯烃	0.02	0.03
蒸汽裂解反应条件
			炉出口温度，℃	800	800
反应压力(绝)，MPa	0.17	0.17
			水油重量比	0.75	0.75
停留时间，秒	0.38	0.38
			蒸汽裂解产物收率，重量％
乙烯	22.85	25.71
			丙烯	11.76	13.21
丁二烯	4.40	5.07

表4

编号

对比例3

实施例3

原料油	C	C
			加氢精制反应条件
氢分压，MPa	6.0	6.0
			反应温度，℃	320	320
体积空速，h^-1	1.5	1.5
			氢油体积比，Nm³/m³	350	350
产物性质	加氢焦化柴油	重质加氢焦化柴油
			密度(20℃)，g/cm³	0.8389	0.8446
氢含量，重量％	13.29	13.57
			BMCI值	29.06	24.19
K值	11.90	12.14
			馏程ASTM D-1160，℃
IBP	192	295
			FBP	357	356
族组成，重量％
			直链烷烃	44.89	48.98
芳烃	26.41	22.15
			烯烃	0.02	0.01
蒸汽裂解反应条件
			炉出口温度，℃	800	800
反应压力(绝)，MPa	0.22	0.22

水油重量比	0.75	0.75
			停留时间，秒	0.38	0.38
蒸汽裂解产物收率，重量％
			乙烯	23.06	26.92
丙烯	12.00	13.40
			丁二烯	4.46	5.08

表5

编号	对比例4	实施例4
			原料油	D	D
加氢精制反应条件
			氢分压，MPa	3.2	3.2
反应温度，℃	340	340
			体积空速，h^-1	1.0	1.0
氢油体积比，Nm³/m³	350	350
			产物性质	加氢焦化柴油	重质加氢焦化柴油
密度(20℃)，g/cm³	0.8339	0.8364
			氢含量，重量％	13.49	13.74
BMCI值	30.21	21.41
			K值	11.88	12.33
馏程ASTM D-1160，℃
			IBP	185	308

FBP	357	354
			族组成，重量％
直链烷烃	41.09	48.79
			芳烃	24.01	14.20
烯烃	0.02	0.01
			蒸汽裂解反应条件
炉出口温度，℃	800	800
			反应压力(绝)，MPa	0.16	0.16
水油重量比	0.75	0.75
			停留时间，秒	0.38	0.38
蒸汽裂解产物收率，重量％
			乙烯	22.21	25.83
丙烯	11.66	14.02
			丁二烯	4.23	5.22

表6

编号	实施例5
		原料油	E
加氢精制反应条件
		氢分压，MPa	3.2
反应温度，℃	340
		体积空速，h^-1	1.5

氢油体积比，Nm³/m³	500
		产物性质	重质加氢焦化柴油
密度(20℃)，g/cm³	0.8312
		氢含量，重量％	13.71
BMCI值	20.16
		K值	12.34
馏程ASTM D-1160，℃
		IBP	280
FBP	389
		族组成，重量％
直链烷烃	51.12
		芳烃	17.88
烯烃	0.01
		蒸汽裂解反应条件
炉出口温度，℃	810
		反应压力(绝)，MPa	0.17
水油重量比	0.75
		停留时间，秒	0.30
蒸汽裂解产物收率，重量％
		乙烯	27.59
丙烯	14.01

丁二烯

5.23

Claims

1.一种由焦化柴油馏分生产低碳烯烃的方法，其特征在于重质加氢焦化柴油馏分进入裂解炉，在水蒸汽的存在下进行蒸汽裂解反应，反应生成物经分离后，得到乙烯、丙烯和丁二烯，其中重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为260～320℃，蒸汽裂解的反应条件是：反应压力以绝压计，为0.15～0.25MPa，停留时间为0.01～0.6秒，水油重量比为0.5～1.0，裂解炉出口温度为760～870℃。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的重质加氢焦化柴油馏分与轻质加氢焦化柴油之间的切割点为280～310℃。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述蒸汽裂解的反应条件是：反应压力以绝压计，为0.16～0.22MPa，停留时间为0.2～0.4秒，水油重量比为0.7～0.8，裂解炉出口温度为790～810℃。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的重质加氢焦化柴油馏分是由下述步骤得到的：焦化汽油和焦化柴油的混合物与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物经分离后得到液相物流，所得的液相物流进入常压分馏塔进行馏分分离，得到加氢焦化汽油馏分、轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的重质加氢焦化柴油馏分是由下述步骤得到的：焦化柴油与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物经分离后得到加氢焦化柴油，所得的加氢焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离，得到轻质加氢焦化柴油馏分和重质加氢焦化柴油馏分。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的重质加氢焦化柴油馏分是由下述步骤得到的：焦化柴油进入常压分馏塔进行馏分分离后得到轻质焦化柴油馏分和重质焦化柴油馏分，所得的重质焦化柴油馏分与氢气混合后进入加氢精制反应区，与加氢精制催化剂接触进行反应，其反应流出物经分离后得到重质加氢焦化柴油馏分。

7.按照权利要求4、5或6所述的方法，其特征在于所述的加氢精制反应条件为：反应温度250～450℃、氢分压1.0～10.0MPa、体积空速0.3～6.0h^-1、氢油体积比50～800Nm³/m³。

8.按照权利要求4、5或6所述的方法，其特征在于所述的加氢精制反应条件为：反应温度320～360℃、氢分压3.0～6.0MPa、体积空速1.0～3.0h^-1、氢油体积比200～500Nm³/m³。

9.按照权利要求4、5或6所述的方法，其特征在于所述的常压分馏塔为塔板式分馏塔或填料式分馏塔。

10.根据权利要求4、5或6所述的方法，其特征在于所述的加氢精制催化剂为一种金属负载型催化剂，载体为无定型氧化铝和/或硅铝，金属组分选自第VIB族金属和第VIII族非贵金属中的一种或几种。