CN116948687A - 原油制化学品的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及石油化工领域，公开了一种原油制化学品的加工方法：(1)先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和任选的重柴油；(2)将石脑油与第一蒸汽接触进行石脑油蒸汽裂解，得到烯烃气流I和芳烃流I；(3)将轻柴油与第二蒸汽接触进行轻柴油蒸汽裂解，得到烯烃气流II和芳烃流II；(4)将所述常压渣油和/或重柴油作为原料油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物；碱性催化裂化包括第一反应和第二反应，且第一反应中DPC1‑b催化剂的碱性比第二反应中DPC2‑b催化剂的碱性强。该方法可以在原油制化学品的方法中实现多产低碳烯烃的目的，能最大化生产化工原料和提高原油的利用率。
Description
技术领域
本发明涉及石油加工技术领域，具体涉及一种原油制化学品的方法。
背景技术
在我国新的经济发展背景下，整个炼油化工行业发展的大环境面临着深度调整，石油消费结构将发生较大变化，行业“油转化”、“油产化”和“油产特”特征明显并成为转型发展方向；其中原油最大化生产化工品技术和原油直接制化学品技术成为转型发展的重点和焦点。
蒸汽裂解工艺是为生产基础化学品的主要途径，其主要目的是制备乙烯、副产丙烯、丁二烯等低分子烯烃。目前，世界98％的乙烯是由裂解炉以蒸汽裂解方式生产的，裂解炉在生产乙烯的同时，还生产丙稀、丁二烯、苯、甲苯、二甲苯、乙苯等基础有机原料。蒸汽裂解工艺原料的来源和种类十分广泛，主要包括气体原料、液体原料(石脑油和轻柴油)和其他原料。其中石蜡基石油的石脑油和轻柴油馏分中链烷烃含量较高、杂质含量低，因而其裂解性能较好。将原油中的轻馏分(石脑油和轻柴油)将其直接作为蒸汽裂解原料进行蒸汽裂解已成为石油化工界的共识。
为了提高石油利用率，最大化生产化工原料(烯烃和芳烃产品)，对从原油中切割出的重组分进行催化裂化，也是目前的研究热点。虽然对重组分催化裂化已经取得了一定的成果，但是，现有分子筛重油催化裂化技术对原料性质要求较高，存在无法直接100％转化重油以及可加工原料下加工过程存在能量效率低、焦炭收率高、低碳烯烃产品收率偏低以及装置长周期运营难等一系列问题。
因此，为了实现石油资源分子工程与分子管理的理念，亟待提供一种可最大化生产化工原料的原油制化学品的加工方法。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有原油直接制备化学品技术存在的原料仅限于轻质或超轻质石蜡基原油以及现有原油直接制备化学品技术中低碳烯烃收率偏低的问题，提供一种适应各种原油原料的原油制化学品加工方法。
为了实现上述目的，本发明提供了一种原油制化学品的方法，其中，所述方法包括以下步骤：
(1)先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对所述轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和任选的重柴油；其中，所述原油选自石蜡基原油、中间基原油和环烷基原油中的一种或多种；
其中，所述轻质油切割在石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和任选的第二气液分离器中进行；
其中，所述石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段用于预热进入所述第一气液分离器和任选的所述第二气液分离器的物料；
其中，所述第一气液分离器用于分离预热后轻质油，得到石脑油和剩余组分；当所述原油中石蜡基原油含量≥75wt％时，所述剩余组分为轻柴油；当所述原油中石蜡基原油含量＜75wt％时，所述第二气液分离器分离预热后剩余组分，得到轻柴油和重柴油；
(2)将所述石脑油与第一蒸汽在所述石脑油裂解炉中接触进行石脑油蒸汽裂解，得到烯烃气流I和芳烃流I；
(3)将所述轻柴油与第二蒸汽在所述轻柴油裂解炉中接触进行轻柴油蒸汽裂解，得到烯烃气流II和芳烃流II；
(4)将所述常压渣油和/或任选的重柴油作为原料油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物；其中，所述碱性催化裂化包括第一反应和第二反应，且所述第一反应中DPC1-b催化剂的碱性比所述第二反应中DPC2-b催化剂的碱性强。
通过上述技术方案，本发明所取得的有益技术效果如下：
1)本发明提供的原油制化学品的方法，将石脑油蒸汽裂解、轻柴油蒸汽裂解与常压渣油和/或任选的重柴油的催化裂化进行耦合，可以最大化生产化工原料，尽可能提高石油的利用率，实现多产低碳烯烃的目的；
2)本发明提供的原油制化学品的方法，利用石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段进行预热，一方面可以回收利用热量，降低整个工艺的能耗；另一方面可以有效控制进入石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉的液相重组分，从而大幅延缓炉管结焦；
3)本发明提供的原油制化学品的方法，利用碱性催化裂化催化剂无氢转移反应和芳烃缩合反应的优势，可大幅减少常压渣油和/或重柴油碱性催化裂化的生焦率，延长工艺的运行周期。
具体实施方式
在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。
其中，在本发明中，轻质油、石脑油、轻柴油、重柴油的馏程范围指的是大于等于最小值且小于最大值的区间，以轻质油的馏程范围为40-360℃为例，指的是40℃≤轻质油的馏程范围＜360℃。
本发明提供了一种原油制化学品的方法，其中，所述方法包括以下步骤：
(1)先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对所述轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和任选的重柴油；其中，所述原油选自石蜡基原油、中间基原油、环烷基原油、环烷-中间基原油中的一种或多种；
其中，所述轻质油切割在石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和任选的第二气液分离器中进行；
其中，所述石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段用于预热进入所述第一气液分离器和任选的所述第二气液分离器的物料；
其中，所述第一气液分离器用于分离预热后轻质油，得到石脑油和剩余组分；当所述原油中石蜡基原油含量≥75wt％时，所述剩余组分为轻柴油；当所述原油中石蜡基原油含量＜75wt％时，所述第二气液分离器用于分离预热后剩余组分，得到轻柴油和重柴油；
(2)将所述石脑油与第一蒸汽在所述石脑油裂解炉中接触进行石脑油蒸汽裂解，得到烯烃气流I和芳烃流I；
(3)将所述轻柴油与第二蒸汽在所述轻柴油裂解炉中接触进行轻柴油蒸汽裂解，得到烯烃气流II和芳烃流II；
(4)将所述常压渣油和/或重柴油作为原料油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物；其中，所述碱性催化裂化包括第一反应和第二反应，且所述第一反应中DPC1-b催化剂的碱性比所述第二反应中DPC2-b催化剂的碱性强。
其中，在本发明中，发明人经过研究发现，直接将原油进行步骤(4)中的碱性催化裂化，虽然也能提高化学品的分布，得到高烯烃和高芳烃收率。但是，石脑油和轻柴油的蒸汽裂解的效果比石脑油和轻柴油的碱性催化裂化的效果更好，碱性催化裂化对重组分的裂化作用比对轻组分的裂化作用更佳，因而将原油进行切割，分别对石脑油和轻柴油进行蒸汽裂解，对常压渣油和/或重柴油进行催化裂解，可进一步提高低碳烯烃的收率。
其中，在本发明中，步骤(2)和步骤(3)中的第一蒸汽和第二蒸汽为水蒸气，第一第二只是名称标记，不做顺序限定，也不做区分限定。第一蒸汽和第二蒸汽可为相同的蒸汽。
在步骤(1)中：
在一个优选的实施方式中，本发明对原油不做特殊限定，石油加工领域的任何原油均可用在本发明中，包括但不限制于石蜡基原油，中间基原油，环烷基原油和环烷-中间基原油。原油可以是单一类型的原油，也可以是石蜡基原油，中间基原油，环烷基原油和环烷-中间基原油的任意组合。
在一个优选的实施方式中，将所述原油切分前，对所述原油进行脱盐脱水预处理。其中，本发明对脱盐脱水预处理不做特殊限定，依据本领域常规操作进行即可。
在一个优选的实施方式中，本发明对原油切分为轻质油和常压渣油的方式不做特殊限定，按照本领域常规操作对原油进行切分即可。当原油为石蜡基原油，尤其是超轻石蜡基原油时，可利用裂解炉对流段热量在原油切分的过程中对原油进行加热。轻质油和常压渣油的具体切割馏程范围，可根据原油类型进行调整。
在一个优选的实施方式中，本发明对石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉不做特殊限定，以石脑油裂解炉为例，包括对流段和辐射段。其中，所述对流段用于预热，所述辐射段用于裂解。优选地，可对石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉的对流段进行分段，例如，分为一段，两段或三段。具体段数可根据需要进行划分。
其中，在本发明中，当所述原油中石蜡基原油含量≥75wt％时，先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对轻质油进行切割，得到石脑油和轻柴油，此时无重柴油。其中，轻质油切割在石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段和第一气液分离器中进行，此时无第二气液分离器，包括但不限于以下三种情况：
第一种：轻质油切割在石脑油裂解炉对流段和第一气液分离器中进行；其中，石脑油裂解炉对流段用于预热轻质油，预热后轻质油进入第一气液分离器，得到石脑油和轻柴油。
第二种：轻质油切割在轻柴油裂解炉对流段和第一气液分离器中进行；其中，轻柴油裂解炉对流段用于预热轻质油，预热后轻质油进入第一气液分离器，得到石脑油和轻柴油。
第三种：轻质油切割在石脑油裂解炉对流段、轻柴油裂解炉对流段和第一气液分离器中进行；其中，轻质油分为两部分，一部分利用石脑油裂解炉对流段进行预热，一部分利用轻柴油裂解炉对流段进行预热，预热后轻质油进入第一气液分离器，得到石脑油和轻柴油。
其中，在本发明中，当所述原油中石蜡基原油含量＜75wt％时，先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和重柴油。其中，轻质油切割在石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和第二气液分离器中进行，包括但不限于以下三种情况：
情况1：轻质油切割在石脑油裂解炉对流段、轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和第二气液分离器中进行；其中，石脑油裂解炉对流段用于预热轻质油，预热后轻质油进入第一气液分离器，得到石脑油和剩余组分；轻柴油裂解炉对流段用于预热剩余组分，预热后剩余组分进入第二气液分离器，得到轻柴油和重柴油。在此情况下，石脑油裂解炉对流段和轻柴油裂解炉对流段分别分为两段，一段用于预热进入第一或第二气液分离器的物料，另一段用于预热需要进行蒸汽裂解的原料。
情况2：轻质油切割在石脑油裂解炉对流段、第一气液分离器和第二气液分离器中进行；其中，石脑油裂解炉对流段包括第一对流段、第二对流段和第三对流段。将轻质油引入石脑油裂解炉的第一对流段进行预热，预热后引入第一气液分离器，分离得到石脑油和剩余组分；将剩余组分返回石脑油裂解炉的第二对流段进行预热，预热后引入第二气液分离器，分离得到轻柴油和重柴油。第三对流段则用于预热返回的石脑油，预热后石脑油进入辐射段进行蒸汽裂解。
情况3：轻质油切割在轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和第二气液分离器中进行；其中，轻柴油裂解炉对流段包括第一对流段、第二对流段和第三对流段。将轻质油引入轻柴油裂解炉的第一对流段进行预热，预热后引入第一气液分离器，分离得到石脑油和剩余组分；将剩余组分返回轻柴油裂解炉的第二对流段进行预热，预热后引入第二气液分离器，分离得到轻柴油和重柴油。第三对流段则用于预热返回的轻柴油，预热后轻柴油进入辐射段进行蒸汽裂解。
在一个优选的实施方式中，本发明对第一气液分离器和第二气液分离器不做特殊限定，可以是闪蒸罐或常压分馏塔，在实际操作时根据需求选择即可。
在本发明中，轻质油、石脑油、轻柴油、重柴油和常压渣油的具体馏分区间，可根据原油的不同，按照本领域的常规操作进行切割。本发明中以单一类型的原油进行示意说明：
在一个优选的实施方式中，所述原油为石蜡基原油，对所述轻质油进行切割，得到石脑油和轻柴油；将所述常压渣油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物。其中，所述原油为石蜡基原油，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-200℃，轻柴油的馏程范围为200-360℃，剩余部分为常压渣油。
其中，在本发明中，当原油为石蜡基原油时，从石蜡基原油中切分出的轻质油的馏程范围为40-360℃，剩余部分为常压渣油。继续对轻质油进行切割，可得到馏程范围为40-200℃的石脑油和馏程范围为200-360℃轻柴油。
在一个优选的实施方式中，所述原油为中间基原油、环烷基原油或环烷-中间基原油中的一种，对所述轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和重柴油；将所述常压渣油和所述重柴油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物。
在一个优选的实施方式中，所述原油为中间基原油，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-180℃，轻柴油的馏程范围为180-330℃，重柴油的馏程范围为330-360℃，剩余部分为常压渣油。
其中，在本发明中，当原油为中间基原油时，从中间基原油中切分出的轻质油的馏程范围为40-360℃，剩余部分为常压渣油。对轻质油进行切割，可得到馏程范围为40-180℃的石脑油和馏程范围为180-360℃剩余组分。继续对剩余组分进行切割，可得到馏程范围为180-330℃的轻柴油和馏程范围为330-360℃重柴油。
在一个优选的实施方式中，所述原油为环烷基原油，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-150℃，轻柴油的馏程范围为150-300℃，重柴油的馏程范围为300-360℃，剩余部分为常压渣油。
其中，在本发明中，当原油为环烷基原油时，从环烷基原油中切分出的轻质油的馏程范围为40-360℃，剩余部分为常压渣油。对轻质油进行切割，可得到馏程范围为40-150℃的石脑油和馏程范围为150-360℃剩余组分。继续对剩余组分进行切割，可得到馏程范围为150-300的轻柴油和馏程范围为300-360℃重柴油。
在一个优选的实施方式中，所述原油为环烷-中间基原油，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-180℃，轻柴油的馏程范围为180-320℃，重柴油的馏程范围为320-360℃，剩余部分为常压渣油。
其中，在本发明中，当原油为环烷-中间基原油时，从环烷-中间基原油中切分出的轻质油的馏程范围为40-360℃，剩余部分为常压渣油。对轻质油进行切割，可得到馏程范围为40-180℃的石脑油和馏程范围为180-360℃的剩余组分。继续对剩余组分进行切割，可得到馏程范围为180-320℃的轻柴油和馏程范围为320-360℃重柴油。
在步骤(2)中：
在一个优选的实施方式中，所述石脑油蒸汽裂解的操作条件包括：所述石脑油与所述第一蒸气的质量比为1：0.4-0.7，优选为1：0.5-0.65；石脑油蒸汽裂解温度为820-860℃，优选为830-850℃；石脑油蒸汽裂解炉出口压力为150-210kPa，优选为170-195kPa；石脑油蒸汽裂解温度停留时间为0.1-0.5s，优选为0.2-0.4s。
在步骤(3)中：
在一个优选的实施方式中，所述轻柴油蒸汽裂解的操作条件包括：所述轻柴油与所述第二蒸气的质量比为1：0.7-0.9，优选为1：0.75-0.85；轻柴油蒸汽裂解温度为760-820℃，优选为770-800℃；轻柴油蒸汽裂解炉出口压力为160-220kPa，优选为170-200kPa；轻柴油蒸汽裂解停留时间为0.2-0.6s，优选为0.3-0.5s。
在步骤(4)中：
在一个优选的实施方式中，所述步骤(4)包括以下子步骤：
(4-1)将常压渣油和/或重柴油作为原料油与所述DPC1-b催化剂接触发生第一反应，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；
(4-2)将所述含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物、回炼油与所述DPC2-b催化剂接触发生第二反应，得到第二反应产物；
(4-3)将所述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化产物；
(4-4)将所述催化裂化产物中的催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油中的至少一种循环至步骤(4-2)作为所述回炼油。
在步骤(4-1)中：
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂包括85-99重量份的载体I和1-15重量份的活性金属氧化物I；其中，所述载体I选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆中的至少一种；所述活性金属氧化物I选自碱金属氧化物和/或碱土金属氧化物。
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂包括90-98重量份，优选94-97重量份的载体I和2-10重量份，优选3-6重量份的活性金属氧化物I。
在一个优选的实施方式中，所述载体I选自氧化铝和/或氧化硅，优选为氧化硅。
在一个优选的实施方式中，所述活性金属氧化物I选自氧化钙、氧化镁、氧化钡、氧化锶中的至少一种，优选为氧化镁和/或氧化钡。
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂的CO2脱附峰温度为185-195℃，优选为187-192℃；CO2脱附峰位置的碱中心数量为16-22mmol/g，优选为18-21mmol/g。
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂的堆比为0.5-0.7g/mL，优选为0.55-0.65g/mL；粒径为40-100μm，优选为50-70μm。
在一个优选的实施方式中，所述原料油的进料温度为180-340℃，优选为200-300℃；所述DPC1-b催化剂的进料温度为580-750℃，优选为600-670℃。
在一个优选的实施方式中，所述第一反应的反应条件包括：所述DPC1-b催化剂与所述原料油的质量比为5-20：1，优选为8-15：1；第一反应的温度为380-550℃，优选为410-535℃；第一反应的压力为0.1-1MPa，优选为0.1-0.4MPa；第一反应的时间为0.1-4s，优选为0.5-3s。
在步骤(4-2)中，
在一个优选的实施方式中，所述回炼油选自所述催化裂化产物中的催化裂化汽油、催化裂化柴油、催化裂化蜡油中的至少一种，进一步优选为催化裂化柴油和/或催化裂化蜡油。
在一个优选的实施方式中，所述DPC2-b催化剂包括59-68重量份的载体II，0-3重量份的活性金属氧化物II和30-40重量份的分子筛；其中，所述载体II选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆中的至少一种；所述活性金属氧化物II选自碱金属氧化物和/或碱土金属氧化物；所述分子筛包括中孔分子筛和任选的大孔分子筛。
在一个优选的实施方式中，所述DPC2-b催化剂优选包括60-67.4重量份的载体II，0.5-1.5重量份的活性金属氧化物II和31-35重量份的分子筛。
在一个优选的实施方式中，所述载体II选自氧化铝和/或氧化硅，优选为氧化硅。
在一个优选的实施方式中，所述活性金属氧化物II选自氧化钙、氧化镁、氧化钡、氧化锶中的至少一种，优选为氧化钙和/或氧化镁。
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂中的载体I和金属活性组分I，与所述DPC2-b催化剂中的载体II和金属活性组分II相同。
在一个优选的实施方式中，所述分子筛包括中孔分子筛和大孔分子筛，其中，中孔分子筛和大孔分子筛的质量比为100：1-20，优选为100：10-15。
在一个优选的实施方式中，所述中孔分子筛选自ZSM-5分子筛和/或ZSM-48分子筛，所述大孔分子筛选自Y型分子筛。
其中，本发明对ZSM-5分子筛、ZSM-48分子筛和Y型分子筛的硅铝比不做特殊限定，本领域分子筛中常用的硅铝比均可用在本发明中。本发明对ZSM-5分子筛、ZSM-48分子筛和Y型分子筛的来源也不做特殊限定，可以是商购产品，也可以按照本领域常规的方法进行制备。本发明中对分子筛的制备方法不再进行赘述。优选地，所述ZSM-5分子筛中氧化硅/氧化铝的摩尔比为10-100：1，优选为25-50：1；所述ZSM-48分子筛中氧化硅/氧化铝的摩尔比为50：200，优选为100-150：1；所述Y型分子筛中氧化硅/氧化铝的摩尔比为3-30：1，优选为4-15：1。
在一个优选的实施方式中，所述中孔分子筛选自ZSM-5分子筛和ZSM-48分子筛；其中，所述ZSM-5分子筛和ZSM-48分子筛的质量比为5-20：1，优选为10-15：1。
在一个优选的实施方式中，所述DPC2-b催化剂的CO2脱附峰温度为165-184℃，优选为169-182℃；CO2脱附峰位置的碱中心数量3-14mmol/g，优选为4-12mmol/g。
在一个优选的实施方式中，所述DPC2-b催化剂的堆比为0.7-0.9g/mL，优选为0.75-0.85g/mL；粒径为50-120μm，优选为70-90μm。
在一个优选的实施方式中，所述DPC1-b催化剂的CO2脱附峰位置的碱中心数量至少比DPC2-b催化剂的高2mmol/g；所述DPC2-b催化剂的堆比比所述DPC1-b催化剂的堆比大。
在一个优选的实施方式中，所述回炼油的进料温度为180-330℃，优选为250-310℃；所述DPC2-b催化剂的进料温度为580-750℃，优选为610-680℃。
在一个优选的实施方式中，所述第二反应的反应条件包括回炼比为0.1-0.5，优选为0.2-0.4。其中，回炼比指的是回炼油与新鲜原料油的比值。
在一个优选的实施方式中，所述第二反应的反应条件还包括：所述DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得所述第二反应的反应温度比所述第一反应的反应温度高5-120℃，优选为8-90℃，更优选为10-50℃；第二反应的压力为0.1-1MPa，优选为0.1-0.4MPa；第二反应的时间为0.5-5s，优选为0.5-3s。
在一个优选的实施方式中，所述第一反应和第二反应在提升管反应器中进行；其中，所述提升管反应器包括第一反应区，第二反应区和沉降器，在雾化介质作用下，原料油与DPC1-b催化剂在所述第一反应区内接触发生所述第一反应，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；所述含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物与回炼油、DPC2-b催化剂进入所述第二反应区，在所述第二反应区内接触发生所述第二反应，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；所述混合物与汽提蒸汽在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；
在一个优选的实施方式中，所述雾化介质和所述汽提蒸汽分别独自得选自水蒸汽、干气、天然气、液化气中的至少一种，优选为水蒸汽；
在一个优选的实施方式中，所述原料油与所述雾化介质的质量比为100：1-15，优选为100：3-8；
在一个优选的实施方式中，所述原料油与所述汽提蒸汽的质量比为100：1-10，优选为100：2-5。
在步骤(4-3)中：
在一个优选的实施方式中，本发明所述第二反应产物的分馏不做特殊限定，按照石油加工领域的常规操作对第二反应产物进行分馏即可，本发明不再进行赘述。
在一个优选的实施方式中，所述催化裂化产物包括催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油。其中，所述催化裂化汽油的馏程为30-205℃，所述催化裂化柴油的馏程为206-380℃，所述催化裂化蜡油为380℃以上的馏分油。
在本发明中，以中间基原油为例，对本发明中的一种优选的实施方式进行具体说明：所述原油为中间基原油，轻质油切割在石脑油裂解炉对流段、第一气液分离器和第二气液分离器中进，其中，石脑油裂解炉对流段分为三段，具体操作如下：
步骤A：将原油引入常压分馏塔，切分为轻质油和常压渣油；
步骤B：将所述轻质油引入石脑油裂解炉的第一对流段进行预热，预热后引入第一气液分离器，分离得到石脑油和剩余组分；
步骤C：将所述剩余组分返回石脑油裂解炉的第二对流段进行预热，预热后引入第二气液分离器，分离得到轻柴油和重柴油；
步骤D：将所述石脑油与所述第一蒸汽混合后返回石脑油裂解炉的第三对流段进行预热，预热后进入石脑油裂解炉的辐射段进行石脑油蒸汽裂解反应，得到氢气流I、甲烷流I、烯烃气流I、饱和气流I、烃气流I、芳烃流I、重质流I和残液流I；其中，所述烯烃气流I包含乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯，所述饱和气流I包含乙烷和丙烷，所述烃气流I包含C4-C5烃，所述芳烃流I包含C6-C8芳烃，所述残液流I包含C6-C8非芳族烃，所述重质流I包含C9+烃；
步骤E：将所述轻柴油与所述第二蒸汽混合后引入轻柴油裂解炉的对流段进行预热，预热后进入轻柴油裂解炉的辐射段进行轻柴油蒸汽裂解反应，得到氢气流II、甲烷流II、烯烃气流II、饱和气流II、烃气流II、芳烃流II、重质流II和残液流II；其中，所述烯烃气流II包含乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯，所述饱和气流II包含乙烷和丙烷，所述烃气流II包含C4-C5烃，所述芳烃流II包含C6-C8芳烃，所述残液流II包含C6-C8非芳族烃，所述重质流II包含C9+烃；
步骤F：将所述重柴油和常压渣油混合后作为原料油引入提升管反应器，所述提升管反应器包括第一反应区，第二反应区和沉降器；在雾化介质作用下，原料油与DPC1-b催化剂在所述第一反应区内接触发生所述第一反应，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；所述含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物与回炼油、DPC2-b催化剂进入所述第二反应区，在所述第二反应区内接触发生所述第二反应，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；所述混合物与汽提蒸汽在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；将所述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油。
以下将通过实施例对本发明进行详细描述。实施例中所使用的DPC1-b催化剂中含有95wt％的氧化硅和5wt％的氧化镁，DPC1-b催化剂的CO2脱附峰温度为189℃，CO2脱附峰位置的碱中心数量为20.27mmol/g，堆比为0.55g/mL，粒径为60μm；
DPC2-b催化剂中含有67wt％的氧化硅，0.5wt％的氧化钙、1.0wt％的氧化镁，26.0wt％的ZSM-5分子筛(氧化硅/氧化铝的摩尔比为30：1)、2.0wt％ZSM-48分子筛(氧化硅/氧化铝的摩尔比为100：1)和3.5wt％的Y型分子筛(氧化硅/氧化铝的摩尔比为5：1)；DPC2-b催化剂的CO2脱附峰温度为172℃，CO2脱附峰位置的碱中心数量为8.85mmol/g，堆比为0.75g/mL，粒径为80μm。
实施例和对比例中，烯烃气流I包含乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯，芳烃流I包含C6-C8芳烃；烯烃气流II包含乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯，芳烃流II包含C6-C8芳烃。各组分的收率以质量计算。
实施例1
1)将石蜡基大庆原油引入常压分馏塔进行切分，得到馏程范围为40-360℃的轻质油和馏程范围＞360℃的常压渣油；其中，轻质油的收率为32.62wt％，常压渣油的收率为67.38wt％；
将上述轻质油引入石脑油裂解炉的第一对流段进行预热，预热到200℃后引入第一气液分离器，分离得到馏程范围为40-200℃的石脑油和馏程范围为200-360℃的轻柴油；其中，石脑油的收率为9.93wt％(对原油)，轻柴油的收率为22.69wt％(对原油)；
2)将上述石脑油与第一蒸汽混合后返回石脑油裂解炉的第二对流段进行预热，预热到650℃后进入石脑油裂解炉的辐射段进行石脑油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流I和芳烃流I；其中，石脑油蒸汽裂解的条件：石脑油与第一蒸气的质量比为1：0.5，石脑油蒸汽裂解温度为840℃，石脑油蒸汽裂解炉出口压力为190kPa，石脑油蒸汽裂解停留时间为0.30s；
对石脑油蒸汽裂解产物进行分析：烯烃气流I收率为59.4％，芳烃流I的收率为11.6％；
3)将上述轻柴油与第二蒸汽混合后引入轻柴油裂解炉的对流段进行预热，预热到580℃后进入轻柴油裂解炉的辐射段进行轻柴油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流II和芳烃流II；其中，轻柴油蒸汽裂解的条件：轻柴油与第二蒸气的质量比为1：0.75，轻柴油蒸汽裂解温度为790℃；轻柴油蒸汽裂解炉出口压力为200kPa，轻柴油蒸汽裂解停留时间为0.47s；
对轻柴油蒸汽裂解产物进行分析：烯烃气流II的收率为44.7％，芳烃流II的收率为10.23％；
4)上述常压渣油在雾化蒸汽(水蒸气)作用下，与DPC1-b催化剂在提升管反应器的第一反应区内逆流接触发生第一反应，第一反应的温度为510℃，第一反应的压力为0.23MPa，第一反应的时间为2s，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；其中，DPC1-b催化剂的进入温度为670℃，常压渣油的进料温度为230℃，DPC1-b催化剂与常压渣油的质量比为8:1，常压渣油与雾化介质的质量比为100：5.5；
上述第一反应产物载带DPC2-b催化剂进入提升管反应器的第二反应区，与回炼油在第二反应区内逆流接触发生第二反应，第二反应的温度为530℃，第二反应的压力为0.23MPa，第二反应的时间为3s，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；其中，回炼油为催化裂化蜡油，进料温度为310℃，DPC2-b催化剂进入的温度为670℃，回炼比为0.3，DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得第二反应的反应温度比第一反应的反应温度高20℃；
上述混合物与汽提蒸汽(水蒸汽)在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；其中，常压渣油与汽提蒸汽的质量比为100：3.5；
将上述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油，并将分馏得到的蜡油循环至第二反应区作为回炼油；
对催化裂化反应产物进行分析：催化裂化干气的收率为3.2％，催化裂化液化气的收率为28.3％，催化裂化汽油的收率为34.4％，催化裂化柴油的收率为19.4％，催化裂化蜡油的收率为8.1％；催化裂化焦炭的收率6.6％；其中，干气中乙烯含量为48.4wt％，液化气中碳三碳四烯烃含量为90.3％，裂化汽油中烯烃含量为45.6wt％，催化裂化柴油中芳烃含量为78.5wt％。
实施例2
1)将中间基沙特阿拉伯中质原油引入常压分馏塔进行切分，得到馏程范围为48-360℃的轻质油和馏程范围＞360℃的常压渣油，其中，轻质油的收率为51.91wt％，常压渣油的收率为47.57wt％；
将上述轻质油引入石脑油裂解炉的第一对流段进行预热，预热到180℃后引入第一气液分离器，分离得到馏程范围为48-180℃的石脑油和馏程范围＞180℃的剩余组分；将得到的剩余组分返回石脑油裂解炉的第二对流段进行预热，预热到330℃后引入第二气液分离器，分离得到馏程范围为180-330℃轻柴油和馏程范围为330-360℃的重柴油；其中，石脑油的收率为21.26wt％(对原油)，轻柴油的收率为25.50wt％(对原油)；重柴油的收率为5.17wt％(对原油)；
2)将上述石脑油与第一蒸汽混合后返回石脑油裂解炉的第三对流段进行预热，预热到650℃后进入石脑油裂解炉的辐射段进行石脑油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流I和芳烃流I；其中，石脑油蒸汽裂解的条件：石脑油与第一蒸气的质量比为1：0.60，石脑油蒸汽裂解温度为835℃，石脑油蒸汽裂解炉出口压力为195kPa，石脑油蒸汽裂解停留时间为0.35s；
对石脑油蒸汽裂解进行分析：烯烃气流I的收率为56.4％，芳烃流I的收率为11.10％；
3)将上述轻柴油与第二蒸汽混合后引入轻柴油裂解炉的对流段进行预热，预热到575℃后进入轻柴油裂解炉的辐射段进行轻柴油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流II和芳烃流II；其中，轻柴油蒸汽裂解的条件：轻柴油与第二水蒸气的质量比为1：0.80，轻柴油蒸汽裂解温度为785℃；轻柴油蒸汽裂解炉出口压力为195kPa，轻柴油蒸汽裂解停留时间为0.45s；
对轻柴油蒸汽裂解进行分析：烯烃气流II的收率为42.6％，芳烃流II的收率为12.10％；
4)上述常压渣油和重柴油作为原料油在在雾化蒸汽(水蒸气)作用下，与DPC1-b催化剂在提升管反应器的第一反应区内逆流接触发生第一反应，第一反应的温度为510℃，第一反应的压力为0.23MPa，第一反应的时间为2s，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；其中，DPC1-b催化剂的进入温度为670℃，原料油的进料温度为230℃，DPC1-b催化剂与原料油的质量比为8:1，原料油与雾化介质的质量比为100：5.5；
上述第一反应产物载带DPC2-b催化剂进入提升管反应器的第二反应区，与回炼油在第二反应区内逆流接触发生第二反应，第二反应的温度为530℃，第二反应的压力为0.23MPa，第二反应的时间为3s，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；其中，回炼油为催化裂化蜡油，进料温度为310℃，DPC2-b催化剂进入的温度为670℃，回炼比为0.3，DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得第二反应的反应温度比第一反应的反应温度高20℃；
上述混合物与汽提蒸汽(水蒸汽)在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；其中，原料油与汽提蒸汽的质量比为100：3.5；
将上述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油，并将分馏得到的蜡油循环至第二反应区作为回炼油；
对催化裂化反应产物进行分析：催化裂化干气的收率为2.8％，催化裂化液化气的收率为23.1％，催化裂化汽油的收率为34.5％，催化裂化柴油的收率为27.8％，催化裂化蜡油的收率为5.1％；催化裂化焦炭的收率6.7％；其中，干气中乙烯含量为48.9wt％，液化气中碳三碳四烯烃含量为94.6wt％，裂化汽油中烯烃含量为52.2wt％,催化裂化柴油中芳烃含量为79.3wt％。
实施例3
1)将环烷基蓬莱原油引入常压分馏塔进行切分，得到馏程范围为52-360℃的轻质油和馏程范围＞360℃的常压渣油；其中，轻质油的收率为28.22％，常压渣油的收率为71.78％；
将上述轻质油引入石脑油裂解炉的第一对流段进行预热，预热到150℃后引入第一气液分离器，分离得到馏程范围为52-150℃的石脑油和馏程范围＞150℃的剩余组分；将得到的剩余组分返回石脑油裂解炉的第二对流段进行预热，预热到300℃后引入第二气液分离器，分离得到馏程范围为150-300℃轻柴油和馏程范围为300-360℃的重柴油；其中，石脑油的收率为4.47wt％(对原油)，轻柴油的收率为14.20wt％(对原油)；重柴油的收率为9.55wt％(对原油)；
2)将上述石脑油与第一蒸汽混合后返回石脑油裂解炉的第三对流段进行预热，预热到650℃后进入石脑油裂解炉的辐射段进行石脑油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流I和芳烃流I；其中，石脑油蒸汽裂解的条件：石脑油与第一水蒸气的质量比为1：0.65，石脑油蒸汽裂解温度为830℃，石脑油蒸汽裂解炉出口压力为181kPa，石脑油蒸汽裂解停留时间为0.27s；
对石脑油蒸汽裂解产物进行分析：烯烃气流I的收率为62.8％，芳烃流I的收率为13.41％；
3)将上述轻柴油与第二蒸汽混合后引入轻柴油裂解炉的对流段进行预热，预热到575℃后进入轻柴油裂解炉的辐射段进行轻柴油蒸汽裂解反应，得到烯烃气流II和芳烃流II；其中，轻柴油蒸汽裂解的条件：轻柴油与第二水蒸气的质量比为1：0.80，轻柴油蒸汽裂解温度为780℃；轻柴油蒸汽裂解炉出口压力为191kPa，轻柴油蒸汽裂解停留时间为0.47s；
对轻柴油蒸汽裂解产物进行分析：烯烃气流II的收率为42.2％，芳烃流II的收率为12.9％；
4)将上述常压渣油和重柴油的混合油作为原料油在雾化蒸汽(水蒸气)作用下，与DPC1-b催化剂上在提升管反应器的第一反应区内逆流接触发生第一反应，第一反应的温度为510℃，第一反应的压力为0.23MPa，第一反应的时间为2s，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；其中，DPC1-b催化剂的进入温度为670℃，原料油的进料温度为230℃，DPC1-b催化剂与原料油的质量比为8:1，原料油与雾化介质的质量比为100：5.5；
上述第一反应产物载带DPC2-b催化剂进入提升管反应器的第二反应区，与回炼油在第二反应区内逆流接触发生第二反应，第二反应的温度为530℃，第二反应的压力为0.23MPa，第二反应的时间为3s，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；其中，回炼油为催化裂化蜡油，进料温度为310℃，DPC2-b催化剂进入的温度为670℃，回炼比为0.3，DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得第二反应的反应温度比第一反应的反应温度高20℃；
上述混合物与汽提蒸汽(水蒸汽)在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；其中，常原料油与汽提蒸汽的质量比为100：3.5；
将上述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油，并将分馏得到的蜡油循环至第二反应区作为回炼油；
对催化裂化反应产物进行分析：催化裂化干气的收率为3.4％，催化裂化液化气的收率为26.3％，催化裂化汽油的收率为33.1％，催化裂化柴油的收率为21.5％，催化裂化蜡油的收率为8.2％；催化裂化焦炭的收率7.5wt％；其中，干气中乙烯含量为49.5％，液化气中碳三碳四烯烃含量为93.6％，裂化汽油中烯烃含量为51.2％，裂化柴油中芳烃含量为81.7％。
对比例1
与实施例2相同，区别在于：省略步骤(1-3)，直接将中间基沙特阿拉伯中质原油进行碱性催化裂化：
DPC1-b催化剂在雾化蒸汽(水蒸气)作用下，与中间基沙特阿拉伯中质原油在提升管反应器的第一反应区内逆流接触发生第一反应，第一反应的温度为500℃，第一反应的压力为0.23MPa，第一反应的时间为2s，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；其中，DPC1-b催化剂的进入温度为650℃，中间基沙特阿拉伯中质原油的进料温度为230℃，DPC1-b催化剂与中间基沙特阿拉伯中质原油的质量比为8:1，中间基沙特阿拉伯中质原油与雾化介质的质量比为100：5.5；
上述第一反应产物载带DPC2-b催化剂进入提升管反应器的第二反应区，与回炼油在第二反应区内逆流接触发生第二反应，第二反应的温度为530℃，第二反应的压力为0.23MPa，第二反应的时间为3s，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；其中，回炼油为催化裂化蜡油，进料温度为200℃，DPC2-b催化剂进入的温度为650℃，回炼比为0.3，DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得第二反应的反应温度比第一反应的反应温度高30℃；
上述混合物与汽提蒸汽(水蒸汽)在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；其中，常压渣油与汽提蒸汽的质量比为100：3.5；
将上述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油，并将分馏得到的蜡油循环至第二反应区作为回炼油；
对催化裂化反应产物进行分析：催化裂化干气的收率为2.4％，催化裂化液化气的收率为30.5％，催化裂化汽油的收率为34.9％，催化裂化柴油的收率为24.3％，催化裂化蜡油的收率为3.8％；催化裂化焦炭的收率4.1％；其中，干气中乙烯含量为48.6wt％，液化气中碳三碳四烯烃含量为94.6wt％，裂化汽油中含量收率为42.5wt％，催化裂化柴油中芳烃含量为77.9wt％。
实施例2与对比例1中低碳烯烃收率对比见表1：
表1
对比例2
与实施例3相同，区别在于：省略步骤(1-3)，直接将环烷基蓬莱原油进行碱性催化裂化：
环烷基蓬莱原油在雾化蒸汽(水蒸气)作用下，与DPC1-b催化剂上在提升管反应器的第一反应区内逆流接触发生第一反应，第一反应的温度为510℃，第一反应的压力为0.23MPa，第一反应的时间为2s，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；其中，DPC1-b催化剂的进入温度为670℃，环烷基蓬莱原油的进料温度为230℃，DPC1-b催化剂与环烷基蓬莱原油的质量比为8:1，环烷基蓬莱原油与雾化介质的质量比为100：5.5；
上述第一反应产物载带DPC2-b催化剂进入提升管反应器的第二反应区，与回炼油在第二反应区内逆流接触发生第二反应，第二反应的温度为530℃，第二反应的压力为0.23MPa，第二反应的时间为3s，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；其中，回炼油为催化裂化蜡油，进料温度为310℃，DPC2-b催化剂进入的温度为670℃，回炼比为0.3，DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得第二反应的反应温度比第一反应的反应温度高20℃；
上述混合物与汽提蒸汽(水蒸汽)在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；其中，原料油与汽提蒸汽的质量比为100：3.5；
将上述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化干气、催化裂化液化气、催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油，并将分馏得到的蜡油循环至第二反应区作为回炼油；
对催化裂化反应产物进行分析：催化裂化干气的收率为2.2％，催化裂化液化气的收率为27.2％，催化裂化汽油的收率为32.5％，催化裂化柴油的收率为24.5％，催化裂化蜡油的收率为8.9％；催化裂化焦炭的收率4.7％；其中，干气中乙烯含量为46.2wt％，液化气中碳三碳四烯烃含量为94.6wt％，裂化汽油中烯烃含量为49.2wt％，催化裂化柴油中芳烃收率为80.1wt％。
实施例3与对比例2中低碳烯烃收率对比见表2：
表2
由上述实施例和对比例可以看出，直接对原油进行碱性催化裂化得到的低碳烯烃虽然比较高，但是，将蒸汽裂解和催化裂化耦合后的技术方案中获得的低碳烯烃收率更高，更有利于原油最大化制化学品。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。
Claims (10)
1.一种原油制化学品的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：
(1)先将原油切分为轻质油和常压渣油，然后对所述轻质油进行切割，得到石脑油、轻柴油和任选的重柴油；其中，所述原油选自石蜡基原油、中间基原油、环烷基原油、环烷-中间基原油中的一种或多种；
其中，所述轻质油切割在石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段、第一气液分离器和任选的第二气液分离器中进行；
其中，所述石脑油裂解炉和/或轻柴油裂解炉对流段用于预热进入所述第一气液分离器和任选的所述第二气液分离器的物料；
其中，所述第一气液分离器用于分离预热后轻质油，得到石脑油和剩余组分；当所述原油中石蜡基原油含量≥75wt％时，所述剩余组分为轻柴油；当所述原油中石蜡基原油含量＜75wt％时，所述第二气液分离器用于分离预热后剩余组分，得到轻柴油和重柴油；
(2)将所述石脑油与第一蒸汽在所述石脑油裂解炉中接触进行石脑油蒸汽裂解，得到烯烃气流I和芳烃流I；
(3)将所述轻柴油与第二蒸汽在所述轻柴油裂解炉中接触进行轻柴油蒸汽裂解，得到烯烃气流II和芳烃流II；
(4)将所述常压渣油和/或重柴油作为原料油进行碱性催化裂化，得到催化裂化产物；其中，所述碱性催化裂化包括第一反应和第二反应，且所述第一反应中DPC1-b催化剂的碱性比所述第二反应中DPC2-b催化剂的碱性强。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，当原油为石蜡基原油时，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-200℃，轻柴油的馏程范围为200-360℃，剩余部分为常压渣油；
优选地，当原油为中间基原油时，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-180℃，轻柴油的馏程范围为180-330℃，重柴油的馏程范围为330-360℃，剩余部分为常压渣油；
优选地，当原油为环烷基原油时，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-150℃，轻柴油的馏程范围为150-300℃，重柴油的馏程范围为300-360℃，剩余部分为常压渣油；
优选地，当原油为环烷-中间基原油时，轻质油的馏程范围为40-360℃，石脑油的馏程范围为40-180℃，轻柴油的馏程范围为180-320℃，重柴油的馏程范围为320-360℃，剩余部分为常压渣油。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述石脑油蒸汽裂解的操作条件包括：所述石脑油与所述第一蒸气的质量比为1：0.4-0.7，优选为1：0.5-0.65；石脑油蒸汽裂解温度为820-860℃，优选为830-850℃；石脑油蒸汽裂解炉出口压力为150-210kPa，优选为170-195kPa，石脑油蒸汽裂解温度停留时间为0.1-0.5s，优选为0.2-0.4s。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻柴油蒸汽裂解的操作条件包括：所述轻柴油与所述第二蒸气的质量比为1：0.7-0.9，优选为1：0.75-0.85；轻柴油蒸汽裂解温度为760-820℃，优选为770-800℃；轻柴油蒸汽裂解炉出口压力为160-220kPa，优选为170-200kPa；轻柴油蒸汽裂解停留时间为0.2-0.6s，优选为0.3-0.5s。
5.根据权利要求1-4中任意一项所述的方法，其中，所述步骤(4)包括以下子步骤：
(4-1)将常压渣油和/或重柴油作为原料油与所述DPC1-b催化剂接触发生第一反应，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；
(4-2)将所述含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物、回炼油与所述DPC2-b催化剂接触发生第二反应，得到第二反应产物；
(4-3)将所述第二反应产物进行分馏，得到催化裂化产物；
(4-4)将所述催化裂化产物中的催化裂化汽油、催化裂化柴油和催化裂化蜡油中的至少一种循环至步骤(4-2)作为所述回炼油。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，在步骤(4-1)中，所述DPC1-b催化剂包括85-99重量份的载体I和1-15重量份的活性金属氧化物I；其中，所述载体I选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆中的至少一种；所述活性金属氧化物I选自碱金属氧化物和/或碱土金属氧化物；
优选地，所述DPC1-b催化剂的CO2脱附峰温度为185-195℃，优选为187-192℃；CO2脱附峰位置的碱中心数量为16-22mmol/g，优选为18-21mmol/g；
优选地，所述DPC1-b催化剂的堆比为0.5-0.7g/mL，优选为0.55-0.65g/mL；粒径为40-100μm，优选为50-70μm。
7.根据权利要求5或6所述的方法，其中，所述原料油的进料温度为180-340℃，优选为200-300℃；所述DPC1-b催化剂的进料温度为580-750℃，优选为600-670℃；
优选地，所述第一反应的反应条件包括：所述DPC1-b催化剂与所述原料油的质量比为5-20：1，优选为8-15：1；第一反应的温度为380-550℃，优选为410-535℃；第一反应的压力为0.1-1MPa，优选为0.1-0.4MPa；第一反应的时间为0.1-4s，优选为0.5-3s。
8.根据权利要求5-7中任意一项所述的方法，其中，在步骤(4-2)中，所述DPC2-b催化剂包括59-68重量份的载体II，0-3重量份的活性金属氧化物II和30-40重量份的分子筛；其中，所述载体II选自氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化锆中的至少一种；所述活性金属氧化物II选自碱金属氧化物和/或碱土金属氧化物；所述分子筛包括中孔分子筛和任选的大孔分子筛；
优选地，所述DPC2-b催化剂的CO2脱附峰温度为165-184℃，优选为169-182℃；CO2脱附峰位置的碱中心数量3-14mmol/g，优选为4-12mmol/g；
优选地，所述DPC2-b催化剂的堆比为0.7-0.9g/mL，优选为0.75-0.85g/mL；粒径为50-120μm，优选为70-90μm；
优选地，所述DPC1-b催化剂的CO2脱附峰位置的碱中心数量至少比DPC2-b催化剂的高2mmol/g；所述DPC2-b催化剂的堆比比所述DPC1-b催化剂的堆比大。
9.根据权利要求5-8中任意一项所述的方法，其中，所述回炼油的进料温度为180-330℃，优选为250-310℃；所述DPC2-b催化剂的进料温度为580-750℃，优选为610-680℃；
优选地，所述第二反应的反应条件包括回炼比为0.1-0.5，优选为0.2-0.4；
优选地，所述第二反应的反应条件还包括：所述DPC2-b催化剂和回炼油的用量使得所述第二反应的反应温度比所述第一反应的反应温度高5-120℃，优选为8-90℃，更优选为10-50℃；第二反应的压力为0.1-1MPa，优选为0.1-0.4MPa；第二反应的时间为0.5-5s，优选为0.5-3s。
10.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，所述第一反应和第二反应在提升管反应器中进行；其中，所述提升管反应器包括第一反应区，第二反应区和沉降器；
在雾化介质作用下，原料油与DPC1-b催化剂在所述第一反应区内接触发生所述第一反应，得到含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物；
所述含有待生DPC1-b催化剂的第一反应产物与回炼油、DPC2-b催化剂进入所述第二反应区，在所述第二反应区内接触发生所述第二反应，得到含有待生DPC1-b催化剂、待生DPC2-b催化剂和第二反应产物的混合物；
所述混合物与汽提蒸汽在沉降器内接触进行汽提，将第二反应产物与待生DPC1-b催化剂和待生DPC2-b催化剂进行分离，得到第二反应产物；
优选地，所述雾化介质和所述汽提蒸汽分别独自地选自水蒸汽、干气、天然气、液化气中的至少一种，优选为水蒸汽；
优选地，所述原料油与所述雾化介质的质量比为100：1-15，优选为100：3-8；所述原料油与所述汽提蒸汽的质量比为100：1-8，优选为100：2-5。
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|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
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