CN118440731A - 一种原油生产化工原料的加工方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种原油生产化工原料的加工方法。所述方法包括：原油经电脱盐后进入闪蒸塔分离出轻石脑油馏分，后进入常压塔分离得到常压塔塔顶油和常压渣油；常压渣油进入减压塔分离得到减压塔塔顶油和减压渣油；其中，常压塔塔顶油初馏点为50℃～80℃，终馏点为300℃～400℃；减压塔塔顶油初馏点为300～360℃，终馏点为460℃～520℃；在氢气存在下，常压塔塔顶油和减压塔塔顶油混合依次进入第一加氢裂化反应区和第二加氢裂化反应区进行加氢裂化反应；最后经分离和分馏得到气体馏分、轻石脑油、重石脑油和尾油。该方法可以大幅提高化工产品质量和收率。

Description

一种原油生产化工原料的加工方法

技术领域

本发明涉及一种原油的加工方法，具体地涉及一种将原油中的链烷烃和环状烃经加氢裂化高效分离，生产化工原料的加工方法。

背景技术

随着石油产品需求量的不断提高，常规的原油资源日益枯竭，原油的供应正呈现出重质化与劣质化的趋势。同时，伴随对各类轻质油品需求量的不断增加，世界各国对燃料油，尤其是一些中、高含硫燃料油的需求不断减少。因此，运用合适的加工技术，以提高重质/劣质原油的加工能力已成为炼油企业提高炼油过程中增加企业经济效益的关键。伴随炼油工业的发展成熟，通过优质化工原料的生产技术以及多产芳烃与低碳烯烃技术的运用能够合理利用石油资源，进而推动企业经济效益的提高。作为炼制技术发展趋势的炼油-化工一体的石油炼制技术通过重质油的转化，能够在提高乙烯、丙烯与芳烃等化工原料产量的同时，为乙烯、芳烃等化工厂提供优质的化工原料。

CN201580070326.4公开了一种用于制备LPG和BTX的方法，包括：a)在第一加氢裂化催化剂存在下，使混合的烃流经受第一加氢裂化以制备第一加氢裂化产物流；b)分离第一加氢裂化产物流以提供包含至少C2和C3烃的至少一种轻质烃流、由C4和/或C5烃组成的中间烃流、和包含至少C6+烃的重质烃流，和c)在第二加氢裂化催化剂存在下，使重质烃流经受第二加氢裂化以制备包含BTX的第二加氢裂化产物流，其中第二加氢裂化比第一加氢裂化更剧烈，d)其中，在C4加氢裂化催化剂的存在下，至少部分中间烃流经受C4加氢裂化以制备C4加氢裂化产物流，C4加氢裂化优化用于将C4烃转化成C3烃。

CN201480037272.7公开了由烃原料生产轻质烯烃烃化合物的方法，包括以下步骤：(a)将烃原料进料至用于开环的反应区；(b)将由所述反应区产生的反应产物分离成塔顶料流和侧线料流；(c)将来自(b)的侧线料流进料至汽油加氢裂化器(GHC)单元；(d)将步骤(c)的所述GHC的反应产物分离成包含氢气、甲烷、乙烷和液化石油气的塔顶料流和包含芳族烃化合物和少量氢气和非芳族烃化合物的料流；(e)将来自汽油加氢裂化器(GHC)单元的塔顶料流进料至蒸汽裂化器单元。

综上，石油烃类组成复杂，主要包含链烷烃、环烷烃和芳烃，其中链烷烃特别是小分子链烷烃是优质的乙烯原料，而环烷烃和芳烃则是优质的重整进料，现有技术中针对原油的转化，无法实现不同馏分的混合加工，也无法有选择性的将链烷烃(包括环状烃上的长侧链)高效的富集到乙烯原料中，将环状烃富集到重整原料中。因此，针对上述问题，开发一种优异的生产优质化工原料的加工方法，具有十分重大的意义。

发明内容

针对现有技术存在的问题，本发明的目的为提供一种原油生产化工原料的加工方法，该方法可以大幅提高化工原料质量和收率，尤其是提高重石脑油芳烃潜含量。

本发明提供了一种原油生产化工原料的加工方法，所述方法包括：

(1)原油经电脱盐后进入闪蒸塔分离出轻石脑油馏分，后进入常压塔分离得到常压塔塔顶油和常压渣油；常压渣油进入减压塔分离得到减压塔塔顶油和减压渣油；其中，所述常压塔塔顶油初馏点为50℃～80℃，终馏点为300℃～400℃；所述减压塔塔顶油初馏点为300～360℃，终馏点为460℃～520℃；

(2)在氢气存在下，步骤(1)所得常压塔塔顶油和减压塔塔顶油混合进入第一加氢裂化反应区，选择性地使第一加氢裂化产物中的正构烷烃裂化，得到第一加氢裂化产物；其中，第一加氢裂化产物中C₇ ⁺正构烷烃的质量含量控制在0.1％～5.0％；

(3)在氢气存在下，第一加氢裂化产物进入第二加氢裂化反应区，以获得含单环的环状烃的第二加氢裂化产物；

(4)第二加氢裂化产物经分离和分馏，得到气体馏分、轻石脑油、重石脑油和尾油。

根据本发明，步骤(1)中所述的原油的性质如下：密度为0.80g/cm³～1.10g/cm³，优选0.85g/cm³～0.95g/cm³；氮质量含量为0.1％～0.6％，优选0.2％～0.4％；硫质量含量为1％～6％，优选2％～4％；金属含量为10mg/kg～100mg/kg，优选20mg/kg～60mg/kg。

根据本发明，步骤(1)中常压塔塔顶油初馏点为60℃～70℃；终馏点为320℃～340℃。

根据本发明，步骤(1)中减压塔塔顶油初馏点为320～340℃；终馏点为480℃～500℃。

根据本发明，步骤(1)中所述的常压蒸馏条件如下：塔顶压力为0.04MPa～0.12MPa，优选0.06MPa～0.10MPa；常压蒸馏进料温度为330℃～390℃，优选350℃～370℃。

根据本发明，步骤(1)中所述的减压蒸馏条件如下：塔顶压力为0.5kPa～5kPa，优选1kPa～3kPa；减压蒸馏进料温度为350℃～460℃，优选380℃～420℃。

根据本发明，步骤(1)所述减压塔塔顶油中大于三环的芳烃的质量含量不高于1.0％，优选为0.2％～0.6％。

根据本发明，所述常压塔塔顶油和减压塔塔顶油中可以含有杂质比如硫、氮等。根据实际需要，可以在第一加氢裂化催化剂的上游设置加氢精制催化剂以脱除硫、氮等杂质。其中，与第一加氢裂化催化剂接触的反应物流中氮含量优选在50mg/kg以下，进一步优选20mg/kg以下。

根据本发明，优选地，步骤(2)第一加氢裂化产物中C₇ ⁺正构烷烃的质量含量控制在1.0％～3.0％。

根据本发明，所述化工原料主要包括乙烷、丙烷、丁烷、轻石脑油，还可以包括重石脑油，其中，重石脑油作为重整原料生产BTX，乙烷、丙烷、丁烷和轻石脑油作为生产低碳烯烃原料，比如作为蒸汽裂解原料生产乙烯，丙烷和丁烷也可直接脱氢生产丙烯和丁烯。其中，低碳烯烃是指碳四以下烯烃，特别是乙烯、丙烯和丁二烯。

根据本发明，步骤(2)中所述第一加氢裂化反应区装填第一加氢裂化催化剂，第一加氢裂化催化剂可以为一种或多种催化剂。步骤(3)中，第一加氢裂化催化剂包括活性金属组分和载体；所述载体包括具有选择性裂化正构烷烃的分子筛，优选选自ZSM-5分子筛、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35和ZSM-38分子筛中的一种或多种，进一步优选ZSM-5分子筛。所述ZSM-5分子筛的SiO₂/Al₂O₃摩尔比为20～60。所述载体还可以包括粘结剂。优选地，所述粘结剂为氧化铝。所述活性金属组分包括第VIB族和第VIII族的金属中的至少一种，第VIB族金属优选为钼和/或钨，第VIII族的金属优选为钴和/或镍。

根据本发明，步骤(2)中，优选地，所述第一加氢裂化催化剂，以催化剂的重量为基准，第VIB族金属(以氧化物计)的含量为5.0％～15.0％，第VIII族金属(以氧化物计)的含量为2.0％～5.0％，载体的含量为80.0％～93.0％。

根据本发明，步骤(2)中，优选地，所述第一加氢裂化催化剂的载体中，以载体的重量为基准，粘结剂的含量为8％～60％，分子筛的含量为40％～92％。

根据本发明，步骤(2)中，所述第一加氢裂化催化剂的比表面积为200～400m²/g，孔容为0.25～0.45cm³/g。所述第二加氢裂化催化剂的粒径为1.0～3.0μm。

根据本发明，步骤(2)中所述第一加氢裂化催化剂的制备方法可以按照本领域常规方法制备。所述制备方法包括载体的制备和负载活性金属组分，其中载体的制备过程如下：将择形裂化分子筛、粘结剂机械混合，成型，然后干燥和焙烧，制成催化剂载体。载体的干燥和焙烧可采用常规的条件。所述干燥的条件为：100℃～150℃下干燥1～12小时。所述焙烧的条件为：在450℃～550℃下焙烧2.5～6.0小时。

根据本发明，步骤(2)中，所述第一加氢裂化催化剂的制备方法中，负载活性金属组分的方法为常规方法，比如混捏法，浸渍法等，优选浸渍法。浸渍法可以是饱和浸渍法、过量浸渍法或络合浸渍法，即用含有所需活性组分的溶液浸渍催化剂载体，然后干燥、焙烧得到第二加氢裂化催化剂。所述干燥的条件为：在100℃～150℃干燥1～12小时。所述焙烧的条件为：在450℃～550℃焙烧2.5～6.0小时。

根据本发明，步骤(2)中第一加氢裂化反应区的反应条件如下：反应压力为10～16MPa，优选为12～14MPa。

根据本发明，步骤(2)中第一加氢裂化反应的反应条件如下：平均反应温度为250～450℃，优选300～400℃；液时体积空速为0.1～15.0h^-1，优选1.0～5.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。

根据本发明，步骤(3)中第二加氢裂化反应区装填第二加氢裂化催化剂。第二加氢裂化催化剂可以为一种或多种催化剂。根据本发明，步骤(3)的第二加氢裂化产物中，C₆～C₈单环的环状烃的质量与常压塔塔顶油和减压塔塔顶油原料中总环状烃质量的比为0.20～0.40，优选为0.29～0.35。

根据本发明，步骤(3)中第二加氢裂化催化剂具有多环的环状烃开环裂化，选择性裂化异构烃或环状烃的侧链并保留单环的环状烃的功能。所述第二加氢裂化催化剂包括裂化组分、加氢组分和粘合剂。所述第二加氢裂化催化剂可以采用市售商品或者按照现有技术制备。加氢组分为活性金属组分的金属、金属氧化物、金属硫化物中至少一种；所述活性金属组分包括VIB和/或VIII族金属；所述活性金属组分更优选为铁、铬、钼、钨、钴、镍中至少一种。第二加氢裂化催化剂中，粘合剂为氧化铝和/或二氧化硅；裂化组分包括酸性分子筛，优选Beta分子筛、Y分子筛中至少一种。

根据本发明，优选地，步骤(3)中第二加氢裂化反应区沿物料流动方向依次装填以Y分子筛为裂化组分的催化剂和以Beta分子筛为裂化组分的催化剂；优选地，以Y分子筛为裂化组分的催化剂和以Beta分子筛为裂化组分的催化剂的体积比为5:1～1:2，优选3:1～1:1。

根据本发明，步骤(3)中第二加氢裂化催化剂，以第二加氢裂化催化剂的重量为基准，加氢组分以氧化物计的含量为5wt％～40wt％，优选为10wt％～30wt％；裂化组分含量为10wt％～80wt％，优选为20wt％～60wt％；粘合剂的含量为5wt％～85wt％，优选为10wt％～50wt％。

根据本发明，步骤(3)中所述第二加氢裂化催化剂的制备方法可以按照本领域常规方法制备。所述制备方法包括载体的制备和负载加氢组分，其中载体的制备过程如下：将裂化组分、粘结剂机械混合，成型，然后干燥和焙烧，制成催化剂载体。载体的干燥和焙烧可采用常规的条件。所述干燥的条件为：100℃～150℃下干燥1～12小时。所述焙烧的条件为：在450℃～550℃下焙烧2.5～6.0小时。

根据本发明，步骤(3)中，所述第二加氢裂化催化剂的制备方法中，负载加氢组分的方法为常规方法，比如混捏法，浸渍法等，优选浸渍法。浸渍法可以是饱和浸渍法、过量浸渍法或络合浸渍法，即用含有所需加氢组分的溶液浸渍催化剂载体，然后干燥、焙烧，得到第二加氢裂化催化剂。所述干燥的条件为：在100℃～150℃干燥1～12小时。所述焙烧的条件为：在450℃～550℃焙烧2.5～6.0小时。

根据本发明，步骤(3)中加氢裂化反应区的反应条件如下：反应压力为10～16MPa，优选12～14MPa。

根据本发明，步骤(3)中加氢裂化反应区的反应条件如下：平均反应温度为250～450℃，优选300～400℃；液时体积空速为0.1～15.0h^-1，优选1.0～5.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。

根据本发明，优选地，第一加氢裂化反应区和第二加氢裂化反应区采用相同压力。

根据本发明，优选地，步骤(3)中第二加氢裂化反应流出物进行补充加氢精制。所述补充加氢精制可以在第二加氢裂化反应区底部装填加氢精制催化剂，也可以进入一个单独的加氢精制反应区。

根据本发明，优选地，步骤(3)中第二加氢裂化反应流出物也可以先进入分馏系统，将分离得到的重石脑油组分进行补充加氢精制。

根据本发明，步骤(4)所得的尾油循环至第二加氢裂化反应区。

与现有技术相比，本发明具有如下有益技术效果：

(1)现有技术中，以蜡油为原料进行加氢裂化生产化工原料时，常减压塔将柴油以上组分分离后进入减压塔，分离得到的减压蜡油终馏点一般为520～560℃，使得蜡油馏分中大于三环的芳烃含量较高，需要较高的反应压力才能实现三环芳烃的加氢裂化，而较高的反应压力在加氢裂化过程中也会使部分单环芳烃开环裂化，造成芳烃的损失。本发明的原油生产化工原料的加工方法中，原油进入常减压塔后，只进行简单的拔头处理后进入减压塔，通过控制减压塔顶油的大于三环的芳烃含量不高于1％，选择适宜的反应压力，实现三环以下芳烃的混合加工，降低原料在加氢过程中的芳烃损失，提高加氢产物中的芳烃含量。常压塔塔顶油和减压塔塔顶油与氢气进入第一加氢裂化反应区，主要是选择性地将原料中的正构烷烃和含有长直链的异构烷烃和环烷烃的长直链裂解生成小分子正构烷烃类，使正构烃转化反应流出物中C₇ ⁺正构烷烃的含量在0.1％～5.0％，正构烃转化反应流出物进入第二加氢裂化反应区，主要是将多环的环状烃开环裂解且保留单环的环状烃及进一步将各烃中的侧链进行断链生成小分子烃类，这样可以将原料中的链状烷烃大量转化至气体和轻石脑油组分即富集于乙烯原料中，而单环的环状烃则保留在重石脑油馏分即富集于重整原料中，通过简单的分馏就可实现链烷烃和环状烃的高效分离，增产优质乙烯裂解进料的同时，提高重石脑油作为催化重整进料的质量。

石油烃类组成复杂，主要包含链烷烃、环烷烃和芳烃，而优质乙烯原料为小分子正构烷烃，重整原料为单环的环烷烃和芳烃。发明人经研究发现，本发明的技术方案可以尽量地保留单环的环状烃，可以高选择性地生成小分子正构烷烃，从而实现小分子正构烷烃高效富集在低碳烯烃原料中，同时尽可能地保留单环的环状烃于重石脑油中从而实现高效富集优质重整原料，这样能够实现大幅度提高化工原料(即乙烯原料和重整原料)的收率以及乙烯原料和重整原料的质量的目的，由此完成本发明。

(2)本发明方法得到的重石脑油中单环的环状烃含量高，其作为催化重整装置进料，可取消催化重整装置中链烷烃环化和脱氢单元，可以大幅降低催化重整装置投资和能耗；同时，由于加氢裂化反应遵循正碳离子反应机理，可以选择性的将C₉以上的环状烃实现断侧链反应，使其产物中C₆～C₈环状烃具有较高的富集度，经过催化重整和芳烃抽提后可以大幅提高BTX产率。

(3)本发明选择性地将常压塔塔顶油和减压塔塔顶油中的链烷烃转化为小分子烷烃，这个过程会消耗一定量氢气，但轻烃作为乙烯装置原料其氢气产率也高，碳数越低其氢气产率越高，因此，经过乙烯装置后可以回收大部分加氢过程中消耗的氢气，同时，轻烃作为乙烯原料可以大幅提高乙烯、丙烯和丁二烯产率，并延长乙烯装置的清胶周期，显著提高装置经济效益。

附图说明

图1是本发明实施例1～4的工艺流程示意图；

主要附图标记说明：

1-原油，2-电脱盐，3-闪蒸塔，4-轻石脑油，5-闪蒸塔底油，6-常压塔，7-常压渣油，8-常压塔塔顶油，9-减压塔，10-减压渣油，11-减压塔塔顶油，12-氢气，13-第一加氢裂化反应区，14-第一加氢裂化反应流出物，15-第二加氢裂化反应区，16-第二加氢裂化反应流出物，17-分离器，20-气相物流富氢气体，21-液相物流，22-分馏塔，23-气体馏分，24-轻石脑油，25-重石脑油，26-尾油。

具体实施方式

下面通过实施例来进一步说明本发明的作用和效果，但以下实施例不构成对本发明方法的限制。

本发明中如无特殊说明％均为质量分数。

实施例和比较例中的总体积空速均为新鲜进料体积与催化剂总体积的比。

本发明方法，如图1所示，包括：原油1经电脱盐2后进入闪蒸塔3分离得到轻石脑油4和闪蒸塔底油5，闪蒸塔底油5进入常压塔6分离得到常压渣油7和常压塔塔顶油8，常压渣油7进入减压塔9分离得到减压渣油10和减压塔塔顶油11，常压塔塔顶油8与减压塔塔顶油11和氢气12混合进入第一加氢裂化反应区13进行第一加氢裂化反应，第一加氢裂化反应流出物14进入第二加氢裂化反应区15进行第二加氢裂化反应，第二加氢裂化反应流出物16进入分离器17，分离得到的气相物流富氢气体18循环使用，液相物流19进入分馏塔20，分馏得到气体馏分21、轻石脑油22、重石脑油23和尾油24，尾油24循环至第二加氢裂化反应区15。

本发明中，各例中第一加氢裂化催化剂以Cat-A加上数字表示，比如为Cat-A1、Cat-A2、Cat-A3、Cat-A4。第一加氢裂化催化剂采用常规的活性金属饱和浸渍法制备，所得催化剂的物化性质见表1。

本发明中，各例中第二加氢裂化催化剂以Cat-B加上数字表示，比如为Cat-B1、Cat-B2。催化剂物化性质见表2。各例中第二加氢裂化催化剂采用常规的活性金属饱和浸渍法制备，其中，Cat-B2中所用的Beta分子筛的性质如下：SiO₂/Al₂O₃摩尔比为30，比表面积为350m²/g，孔容为0.32cm³/g，Cat-B1中所用的Y分子筛的性质如下：SiO₂/Al₂O₃摩尔比为15，比表面积为400m²/g，孔容为0.30cm³/g。本发明中，各例中的原料油采用原油，其主要性质见表3。

本发明中，实施例1～3中第二加氢裂化反应区沿物料流动方向依次装填Cat-B1和Cat-B2。

本发明中，各例中与第一加氢裂化催化剂接触的反应物流中氮含量均在20mg/kg以下。

本发明中，各例中乙烯原料是指步骤(3)中得到的乙烷、丙烷、丁烷和轻石脑油，乙烷、丙烷、丁烷和轻石脑油可以直接作为蒸汽裂解制乙烯的原料。

本发明中，轻石脑油的馏程为小于60℃的液体组分，重石脑油的馏程为60～175℃，尾油的馏程为>175℃的组分。

本发明中，乙烯原料的收率是指加氢裂化产物中乙烷、丙烷、丁烷和轻石脑油与加氢裂化新鲜原料(常压塔塔顶油和减压塔塔顶油之和)的质量比，重石脑油的收率是指加氢裂化产物中重石脑油与加氢裂化新鲜原料(常压塔塔顶油和减压塔塔顶油之和)的质量比。

实施例1～4

所述原油生产化工原料的加工方法的方法采用如图1流程，包括：

(1)原油经电脱盐后进入闪蒸塔分离出轻石脑油馏分，后进入常压塔分离得到常压塔塔顶油和常压渣油；常压渣油进入减压塔分离得到减压塔顶油和减压渣油；

(2)常压塔塔顶油和减压塔塔顶油与氢气混合依次进入第一加氢裂化反应区和第二加氢裂化反应区；第一加氢裂化反应区装填第一加氢裂化催化剂；第二加氢裂化反应区装填第二加氢裂化催化剂；控制步骤(2)第一加氢裂化反应流出物中C₇ ⁺正构烷烃含量以及第二加氢裂化产物中多环烷烃的含量。

(3)所述第二加氢裂化反应区反应流出物进行气液分离得到气相物流和液相物流；其中，气相物流循环使用，液相物流进入分馏塔分馏得到气体馏分、轻石脑油、重石脑油和尾油。

各例工艺条件以及加氢效果见表5。

比较例1

与实施例1的区别在于：常压塔塔顶油和减压塔塔顶油经加氢精制后直接进入第二加氢裂化反应区。

本例中工艺条件以及加氢效果见表5。

比较例2

与实施例1的区别在于：步骤(2)中控制正构烃转化反应流出物中C₇ ⁺正构烷烃含量为6％。

本例中工艺条件以及加氢效果见表5。

比较例3

与实施例1的区别在于：第二加氢裂化反应区催化剂装填顺序不同于实施例1，本例交换了催化剂Cat-B1和Cat-B2的顺序。具体为，本例加氢裂化反应区沿物料流动方向依次装填催化剂Cat-B2和催化剂Cat-B1。

本例中工艺条件以及加氢效果见表5。

比较例4

与实施例1的区别在于：减压塔顶油中大于三环的芳烃质量含量为3.8％。

本例中工艺条件以及加氢效果见表5。

表1第一加氢裂化催化剂的物化性质

表2第二加氢裂化催化剂的物化性质

催化剂性质	Cat-B1	Cat-B2
			孔容，cm3/g	0.35	0.35
比表面积，m2/g	300	300
			催化剂组成及含量
Beta，wt％	-	50
			Y，wt％	30	-
MoO3，wt％	25	10
			NiO，wt％	5	5
氧化铝，wt％	40	35

表3原料油主要性质

项目	原油
		密度(20℃)/g·cm-3	0.9515
API，°	16.8
		残炭，％	11.52
灰分，％	0.067
		硫含量，％	2.69
氮含量，％	0.42
		胶质，％	14.27
沥青质，％	6.61
		金属分析/μg·g-1	60

表4常/减压蒸馏工艺条件及常/减压塔塔顶油主要性质

续表4

表5加氢效果

续表5

以上详细描述了本发明的具体实施方式，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 (13)

1.一种原油生产化工原料的加工方法，其特征在于，所述方法包括：

(1)原油经电脱盐后进入闪蒸塔分离出轻石脑油馏分，后进入常压塔分离得到常压塔塔顶油和常压渣油；常压渣油进入减压塔分离得到减压塔塔顶油和减压渣油；其中，所述常压塔塔顶油初馏点为50℃～80℃，终馏点为300℃～400℃；所述减压塔塔顶油初馏点为300～360℃，终馏点为460℃～520℃；

(2)在氢气存在下，步骤(1)所得常压塔塔顶油和减压塔塔顶油混合进入第一加氢裂化反应区，选择性地使第一加氢裂化产物中的正构烷烃裂化，得到第一加氢裂化产物；其中，第一加氢裂化产物中C₇ ⁺正构烷烃的质量含量控制在0.1％～5.0％；

(3)在氢气存在下，第一加氢裂化产物进入第二加氢裂化反应区，以获得含单环的环状烃的第二加氢裂化产物；

(4)第二加氢裂化产物经分离和分馏，得到气体馏分、轻石脑油、重石脑油和尾油。

2.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(1)所述的原油的性质如下：密度为0.80g/cm³～1.10g/cm³，优选0.85g/cm³～0.95g/cm³；氮质量含量为0.1％～0.6％，优选0.2％～0.4％；硫质量含量为1％～6％，优选2％～4％；金属含量为10mg/kg～100mg/kg，优选20mg/kg～60mg/kg。

3.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(1)中所述常压塔塔顶油初馏点为60℃～70℃，终馏点为320℃～340℃；

和/或，所述减压塔塔顶油初馏点为320～340℃，终馏点为480℃～500℃。

4.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(1)中所述的常压蒸馏条件如下：塔顶压力为0.04MPa～0.12MPa，优选0.06MPa～0.10MPa；常压蒸馏进料温度为330℃～390℃，优选350℃～370℃；

和/或，所述的减压蒸馏条件如下：塔顶压力为0.5kPa～5kPa，优选1kPa～3kPa；减压蒸馏进料温度为350℃～460℃，优选380℃～420℃。

5.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(1)所述减压塔塔顶油中大于三环的芳烃的质量含量不高于1.0％，优选为0.2％～0.6％；

和/或，步骤(2)第一加氢裂化产物中C₇ ⁺正构烷烃的质量含量控制在1.0％～3.0％。

6.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(2)中所述第一加氢裂化反应区装填第一加氢裂化催化剂；所述第一加氢裂化催化剂包括活性金属组分和载体；

和/或，所述载体包括具有选择性裂化正构烷烃的分子筛，优选选自ZSM-5分子筛、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35和ZSM-38分子筛中的一种或多种，进一步优选ZSM-5分子筛；

和/或，所述活性金属组分包括第VIB族和第VIII族的金属中的至少一种，第VIB族金属优选为钼和/或钨，第VIII族的金属优选为钴和/或镍；

和/或，所述第一加氢裂化催化剂，以催化剂的重量为基准，第VIB族金属以氧化物计的含量为5.0％～15.0％，第VIII族金属以氧化物计的含量为2.0％～5.0％，载体的含量为80.0％～93.0％。

7.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(2)中，第一加氢裂化反应区的反应压力为10～16MPa，优选为12～14MPa。

8.根据权利要求1或6所述方法，其特征在于，步骤(2)中第一加氢裂化反应区的反应条件如下：平均反应温度为250～450℃，优选300～400℃；液时体积空速为0.1～15.0h^-1，优选1.0～5.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。

9.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(3)中所述第二加氢裂化反应区装填第二加氢裂化催化剂；所述第二加氢裂化催化剂包括裂化组分、加氢组分和粘合剂；

优选地，以第二加氢裂化催化剂的重量为基准，加氢组分以氧化物计的含量为5wt％～40wt％，优选为10wt％～30wt％；裂化组分含量为10wt％～80wt％，优选为20wt％～60wt％；粘合剂的含量为5wt％～85wt％，优选为10wt％～50wt％；

和/或，第二加氢裂化催化剂中，加氢组分为活性金属组分的金属、金属氧化物、金属硫化物中至少一种；所述活性金属组分包括VIB和/或VIII族金属；所述活性金属组分更优选为铁、铬、钼、钨、钴、镍中至少一种；

和/或，第二加氢裂化催化剂中，粘合剂为氧化铝和/或二氧化硅；

和/或，第二加氢裂化催化剂中，裂化组分包括酸性分子筛，优选Beta分子筛、Y分子筛中至少一种；

和/或，步骤(3)中第二加氢裂化反应区沿物料流动方向依次装填以Y分子筛为裂化组分的催化剂和以Beta分子筛为裂化组分的催化剂；优选地，以Y分子筛为裂化组分的催化剂和以Beta分子筛为裂化组分的催化剂的体积比为5:1～1:2，优选3:1～1:1。

10.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(3)中第二加氢裂化反应区的反应压力为10～16MPa，优选12～14MPa。

11.根据权利要求1或9所述方法，其特征在于，步骤(3)中第二加氢裂化反应区的反应条件如下：平均反应温度为250～450℃，优选300～400℃；液时体积空速为0.1～15.0h^-1，优选1.0～5.0h^-1；氢油体积比为100：1～2500：1，优选400：1～2000：1。

12.根据权利要求1所述方法，其特征在于，步骤(3)的第三加氢裂化产物中，C₆～C₈单环的环状烃的质量与常压塔塔顶油和减压塔塔顶油原料中总环状烃的质量比为0.20～0.40，优选为0.29～0.35。

13.根据权利要求1所述方法，其特征在于，第一加氢裂化反应区和第二加氢裂化反应区采用相同压力。