CN101265421B - 蒸汽裂化流出物烃馏分的脱硫方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种裂解汽油原料的处理方法，包括：a)至少一个原料选择性加氢阶段，称作HD1；b)在一个或多个蒸馏塔中分馏阶段a)的流出物，以产生至少一种C5轻馏分、用于芳烃产品的C6或C6-C7或C6-C8中间馏分，用于汽油产品的C7+或C8+或C9+重馏分；c)中间馏分的至少一个加氢脱硫和深度加氢阶段，称作HD2；d)C7+、C8+或C9+重馏分的至少一个烷基化阶段，包括在酸性催化剂上处理以使得硫化合物增重；e)阶段d)流出物的至少一个蒸馏阶段，以生产可以直接用作低硫汽油的轻馏分，和富含硫化合物的C11+或C12+重馏分，以用作中间馏分或燃料油。

Description

蒸汽裂化流出物烃馏分的脱硫方法
技术领域
本发明涉及一种烃蒸汽裂化流出物(effluent)的处理方法。蒸汽裂化工艺是一种公知的作为生产组合化学产品特别是乙烯和丙烯基础的石油化工工艺。蒸汽裂化除了生产乙烯和丙烯外，会生成大量的挥发性小的副产物，特别是在裂化丙烷或丁烷时产生的大量的芳烃热裂解汽油，在裂化石脑油、瓦斯油或凝析油时产生的更多。
背景技术
原裂解汽油通常以两段加氢，随后立即分馏，从而通常生成C5馏分、各种用于生产芳烃原料和汽油原料或燃料油的馏分。现有工艺设计通常允许生产提取苯的C6馏分，以及提取苯、甲苯和二甲苯的C7+馏分或C6-C7-C8馏分，和C9+馏分。
按定义，Cn馏分是指主要由具有n个碳原子的烃组成的馏分。一种Cn+馏分是指主要由至少具有n个碳原子，高达12个碳原子的烃组成的馏分。此馏分通常含C13或甚至含C14烃。如，C8+主要包括C8、C9、C10、C11、C12烃，并且此馏分通常含C13，或甚至含C14烃。
C5馏分通常回流到蒸汽裂化装置，或输送到汽油罐。C6-C7-C8馏分，此后称作C6-C8，主要由具有6、7或8个碳原子的烃组成，用作生产芳烃(苯、甲苯和二甲苯)的原料。C9+馏分通常用作炉子的燃料油或用作车用汽油。对于后一种情况，通常要把和汽油分馏界限相符合的用作汽油原料的C9-220℃馏分与ASTM沸点温度在220℃以上对应的重馏分分离。
另外，热解汽油硫含量高，特别是C9+馏分的硫含量通常高于现行(50到150ppm重量)或未来制定的标准。实际上，这些汽油含约300ppm重量的硫，另外高活性不饱和化合物的含量也很高，这造成这些产品如果不额外处理就不能使用。
用于生产芳烃原料的C6或C6-C7或C6-C8馏分在脱二烯(dedienization)段(选择加氢)中处理，以除去活性不饱和化合物，如二烯、炔类化合物和烯基芳烃化合物，然后进入加氢脱硫段，以除去单烯和硫化合物，然而不会对芳烃化合物加氢。烯基芳烃是由至少一个带有至少一个烯基的芳环组成的含烃化合物。
用于生产汽油的C7+或C8+或C9+馏分通常在脱二烯段进行处理，然后在除去C11+或C12+化合物以达到汽油终馏点标准的的可能的分馏段之后直接用作汽油。然而，其硫含量不符合有关最大硫含量的排放标准，最大硫含量标准趋于降低到50ppm，或30ppm或甚至10ppm重量之下。
为解决这一问题，当前使用或考虑三种选择，特别对于现有的蒸汽裂化器。
1)选择1在于改进现有加氢装置，以明显提高其性能和脱硫效果。有适合的脱硫催化剂，最常用的催化剂主要是基于镍和钼、或镍和钨或钴和钼在氧化铝载体上负载的催化剂。
2)选择2在于为用作汽油馏分的挥发馏分的加氢处理增加新的最终产品脱硫装置。
前两个选择导致大量的额外投资和氢耗，而氢气在炼厂和石化工厂越来越稀缺，考虑到产品的挥发性，剩余的汽油原料品质也较差，没有任何成效。另外，深度脱硫伴随着需要最小化的芳烃含量的有限降低，这也对辛烷值并随后对其挥发性不利。
3)选择3在于将汽油馏分卖给炼油厂，在那里可以进行最终脱硫。此选择导致卖出汽油的价格会大幅度降低。
本发明的目的是要寻求一种技术简单而低廉的方法来解决上述问题，以在石化工厂由蒸汽裂化装置的流出物生产C7+或C8+或C9+馏分，并直接用作低硫含量汽油原料。
对蒸汽裂化装置得到的液态烃馏分进行各种加氢处理的方法在文献中有描述。其中一个例子是申请号为FR-2858981的专利，其描述了一种采用3个不同加氢段对来自蒸汽裂化装置的各种馏分的生产方案。
然而，现有的或考虑到的解决方法全都在于在昂贵工艺中实施需要氢气存在的加氢脱硫段，并且这些方法没有提到在酸催化剂上通过增重硫化合物的工艺来处理蒸汽裂化装置的馏分之一的可能性。
此外，通过在酸催化剂上处理实现烃馏分的脱硫在文献中有很多描述。如，专利US-6048451描述了在酸催化剂存在的情况下，如何利用烷基化试剂将硫化合物转化成更重的硫化合物的工艺使来自催化裂化装置的汽油脱硫。烷基化试剂包括烯烃和醇。然而，本发明被描述应用于催化裂化汽油，其目的是增重噻吩类和甲基噻吩类硫化合物。
发明内容
本发明涉及一种热解汽油原料的处理方法，包括：
a)至少一个原料选择性加氢阶段，称作HD1；
b)在一个或多个蒸馏塔中分馏来自阶段a)的流出物，以产生至少一种C5轻馏分、用于芳烃产品的C6或C6-C7或C6-C8中间馏分，用于汽油产品的C7+或C8+或C9+重馏分；
c)中间馏分的至少一个加氢脱硫和深度加氢阶段，称作HD2；
d)C7+、C8+或C9+重馏分的至少一个烷基化阶段，包括在酸性催化剂上处理以使得硫化合物增重；
e)阶段d)流出物的至少一个蒸馏阶段，以产生可以直接用作低硫汽油的轻馏分，和富含硫化合物的C11+或C12+重馏分，以用作中间馏分或燃料油。
因此本发明允许生产能直接用作汽油原料并具有高辛烷值的低硫热解汽油，其不同于通过加氢处理降低热解汽油硫含量的常规技术原理。此外，本申请中描述的a)、b)、c)和阶段e)常常存在于具有蒸汽裂化装置的石化复合装置内。于是生产贫硫热解汽油的造价很低，因为其只在阶段d)实施硫化合物增重。
                        发明详述
阶段a)
称作热解汽油的原料取自一种或多种蒸汽裂化汽油馏分，其相当于沸点温度通常在0℃到250℃之间的馏分，优选在10℃到220℃之间。通常，此原料主要由C5-C11组成，含有痕量的C3、C4、C12、C13和C14(一些wt％)。
此原料通常要在阶段a)进行选择性加氢，然后阶段a)流出物被送往阶段b)。
对于在此称作HD1的选择性加氢阶段，可以使用贵金属(noble metal)催化剂(特别是钯型催化剂，如Axens公司销售的LD265/LD465催化剂)或非贵金属催化剂(如镍型催化剂，如Axens公司销售的LD341/LD441催化剂)。阶段a)包括使待处理原料与引入的过量氢在一个或多个含加氢催化剂的反应器中接触。调整氢气流量，以致于具有充足量的氢气能在理论上对所有的二烯、炔和烯基芳烃进行加氢，并在反应器的出口保持过量氢气。为了限制反应器中的温度梯度，将一部分流出物回流到反应器入口是有利的。选择性加氢阶段HD1，同样也称作加hydro脱二烯段，是本技术领域人员所熟知的，在Technip Ed.、A.Chauvel和G.Lefebvre的《Petrochemical Process(石油化学工艺)》中第1卷155-160页有特别描述。
阶段a)期间的操作温度通常在50℃到200℃之间，时空速在1h-1到6h-1之间，压力在1.0MPa到4.0MPa之间。
阶段b)
阶段b)是原料或阶段a)流出物在一个或多个蒸馏塔内的分馏阶段，目的是产生至少一种主要由C5组成的轻馏分，主要由C6或C6-C7或C6-C8组成的且通常用于生产芳烃的中间馏分，以及主要由C7+或C8+或C9+组成的且通常用来生产汽油的重组分。
根据本发明的一个优选实施方案，原料经过两次连续蒸馏，以产生3种馏分。第一蒸馏得到主要由C5组成的轻馏分和C6+馏分。C6+馏分被送往第二蒸馏塔，得到主要由C6或C6-C7或C6-C8组成的用来生产芳烃的中间馏分，以及主要由C7+或C8+或C9+组成的用来生产汽油的重馏分。
根据另一实施方案，原料先经过第一蒸馏，以得到主要由C5组成的轻馏分和被送往阶段a)的C6+馏分。然后阶段a)的流出物经过蒸馏，以得到主要由C6或C6-C7或C6-C8组成的用来生产芳烃的中间馏分，以及主要由C7+或C8+或C9+组成的用来生产汽油的重馏分。然后中间馏分被送去加氢脱硫和深度脱硫阶段c)，而重馏分被送往烷基化阶段d)。然后，烷基化阶段d)的流出物被送往蒸馏阶段e)。
阶段c)
称作HD2的该阶段是中间馏分的加氢脱硫和深度加氢阶段。阶段c)在于使待处理中间馏分与氢在一个或多个含加氢和加氢脱硫催化剂的反应器中接触。此阶段也为本领预技术人员所熟知，在Technip Ed.、A.Chauvel和G.Lefebvre的《Petrochemical Process(石油化学工艺)》中第1卷第160页有特别描述。
阶段c)的操作温度通常在220℃到380℃之间，时空速在1h-1和6h-1之间，压力在1.0MPa到4.0MPa之间。
例如，Axens公司销售的LD145和HR406的系列催化剂可以在阶段c)使用。
阶段d)
烷基化阶段d)是用于处理重质C7+、C8+或C9+馏分的阶段，包括在酸催化剂上通过使含硫化合物增重进行处理，不需供氢就实现对所述沸点在汽油流程范围内的馏分脱硫。
根据优选实施方案，烷基化阶段d)中处理的原料是来自蒸汽裂解装置的烃馏分。
根据另一优选实施方案，原料对应于在加氢装置HD1中预处理的C7+、C8+或C9+馏分。阶段a)中使用的装置HD1用于二烯、炔和烯基芳烃馏分的选择性加氢。原料通常是烯烃、芳烃、烷烃和环烷烃化合物的混合物，而硫的含量为20ppm到1000ppm重量。
烷基化阶段d)在包括一个或多个反应器的烷基化部分进行。
阶段d)的主要目的是在原料中通过加合单烯烃使硫化合物增重。容易反应的硫化合物是烷基噻吩类的噻吩化合物，然后是较少程度的硫醇类化合物。这些反应不涉及芳烃化合物的转化，因为芳烃化合物的反应活性远低于烯烃和硫化合物的反应活性，因此不会被转化，这对保持辛烷值是有利的。
意外的是，已经发现通过含7个或更多碳原子的单烯烃和烯基芳烃，烷基基团含1到4个碳原子的烷基噻吩进行烷基化是可能的，特别是乙基噻吩、二甲基噻吩、丙基噻吩和丁基噻吩类的噻吩。然而，长链烯烃的反应活性低于短链烯烃的反应活性，原料与含丁烯或戊烯的物流混合是有利的。
烷基化阶段d)通常包括使待处理馏分与固体酸催化剂在选定流速、温度和压力条件下接触，以促使单烯烃和烯基芳烃加成到硫化合物上。这样生成的重硫化合物的沸点通常高于常规汽油的终馏点，即在220℃以上。特别的，这些物质可以通过简单的蒸馏从汽油中分离出来。
烷基化阶段d)使用的催化剂优选固体酸催化剂。任何可以促使不饱和烃化合物加成到硫化合物上的催化剂都可以用于本发明。通常使用具有酸性的沸石、粘土、官能化二氧化硅、硅铝酸盐或接枝的酸性官能团载体，或酸性离子交换树脂。
优选使用酸性离子交换树脂，更优选聚合酸性离子交换树脂，如磺酸树脂。就此应用而言，可以使用Rhom&Haas公司销售的名称为Amberlyst 15、Amberlyst 35、或Amberlyst 36的树脂。也可以使用Axens公司销售的TA801树脂。
也可以使用基于磷酸的催化剂，如专利US-6736963所述，通过链接磷酸和kieselguhr型多孔二氧化硅得到的催化剂。
除了负载酸，还可以使用基于无机氧化物的酸，该无机氧化物包括氧化铝、二氧化硅、硅铝酸盐，以及更特别的沸石如以下沸石：八面沸石、丝光沸石、L、Ω、X、Y、β、ZSM-3、ZSM-4、ZSM-5、ZSM-18和ZSM-20，这些都在本发明范围内。催化剂还可以由各种路易斯酸(如BF4、BCl3、SbF5和AlCl3)和诸如二氧化硅、氧化铝或硅铝酸盐之类的非沸石金属氧化物的混合物组成。
为了达到理想的硫化合物转化率，通常根据选择的催化剂调整操作温度。此温度通常在30℃和300℃之间，优选在40℃和250℃之间。
如果所用催化剂是酸性离子交换树脂，为了保持催化剂的完整性，温度不超过200℃，优选不超过150℃.
如果所用催化剂是二氧化硅上负载的磷酸，温度是在100℃以上和250℃以下，优选在140℃以上和220℃以下。
使用催化剂的体积为使得待处理原料的体积流速与催化容积的比(也称为时空速)通常为0.05h-1-5h-1，优选为0.07h-1-3h-1，更优选为0.1h-1-2h-1。
通常要调整压力，以使反应混合物保持在液相。通常，压力范围为1.0MPa至4.0MPa，优选1.5MPa至4.0MPa。
烷基化阶段d)通常在至少一个固定床柱状反应器中进行。然而，尽管催化剂有失活，但多个反应器串联或并联运行优选用以确保连续操作。根据本发明优选实施方案，烷基化阶段是在相互连接的两个相同的反应器内进行，一个在工作时，另一个反应器停止工作并装载新鲜催化剂，以备使用。该设备特别允许在置换阶段或已用催化剂原位再生阶段期间，进行连续操作。
根据本发明的另一实施方案，烷基化阶段在3个可以并联或串联工作的反应器中实施。在串联时，原料依次向两个反应器供料，第一个反应器含部分使用过的催化剂，第二反应器含新鲜催化剂。第三个反应器空置，装有新鲜催化剂，备用。当第一个反应器的催化剂失活时，此反应器停用，第二个反应器在第一位置工作，原来空置的第三个反应器在第二位置工作。然后，停用的第一个反应器可以卸载，其催化剂可以换成新鲜催化剂。
与硫化合物烷基化反应并行过程中，反应器内可能发生烯烃二聚反应，涉及所处理烃馏分的增重。然而，芳香类化合物很难，或甚至不会在反应器中发生转化。通常，芳烃的转化率低于10％，优选低于5％，这可以保护馏分的辛烷值。硫化合物烷基化和烯烃二聚反应具有放热特征，即其适于低温，并释放热量。为了限制释放的热量，并且不超过反应器的极限温度，反应器的流出物的一部分回流到反应器的入口是有利的。回流比，定义为回流物的流速除以新鲜原料流速，通常范围是0.2到4，优选0.5到2。
在使用的催化剂是离子交换树脂的特殊情况下，在称作膨胀床(expandedbed)的状态下使用催化剂是有利的。因此，原料通常从反应器底部注入，要有足够的线性流速，以悬浮起催化剂颗粒。此种方案有利于限制反应器中的温度梯度，即反应器出口和进口之间的温度差，还可以使反应器中的液态烃原料良好分布和热均匀。
根据优选实施方案，催化剂装载/卸载系统可以添加到反应器，以实现连续卸载使用过的催化剂，并装载新鲜催化剂。
根据本发明的优选实施方案，使用酸性离子交换树脂类催化剂，因为它是一种活性很高的催化剂，允许反应器在低温(通常低于200℃)下操作，这可以限制胶质和聚合物的形成，这些产物通过中间蒸汽裂化馏分中的多烯或烯基芳烃类不饱和化合物的缩合，很容易形成。因此，调整时空速(HSV)，以在兼容预期性能的最低温度下操作。通常，反应器在0.1h-1至2h-1的时空速范围内，在低于80℃下工作。当催化剂失活时，有必要逐步提高温度，以保持性能。然后温度可以逐步提高，直到达到通常为150℃或200℃的最大温度为止。
使用过的催化剂当其从循环(circuit)中分离出来时在反应器中，或装有装载/卸载系统时在反应器外部进行再生处理。根据所用催化剂的类型，可以采用下面的至少一种方法处理：
●用含氧化合物冲洗；
●用芳烃化合物冲洗；
●汽提(氮气、氢气、蒸汽)；
●稀薄空气燃烧
根据优选实施方案，C5轻馏分的一部分注入C7+、C8+或C9+重馏分中，然后送往烷基化阶段。此混合物允许提高活性单烯烃的量，因此有利于硫化合物的转化。
阶段e)
此段是阶段d)流出物的蒸馏段，目的是产生可以直接用作汽油原料的轻组分，以及富含硫化合物并可以用作中间馏分或燃料油的C11+或C12+重馏分。轻馏分的终馏点通常低于230℃，优选低于220℃。
附图说明
图1
图1是本发明的优选实施方案。原料通过管线1供应，在选择性加氢装置HD1中处理，以实现显著脱二烯(脱二烯)和预先降低烯基芳烃的含量。脱二烯后的原料通过管线2输送，然后在蒸馏塔3中分馏成通过管线4流通的C5馏分和通过管线5流通的C6+馏分，C5馏分通常循环返回蒸汽裂化或用作汽油原料。该C6+馏分在蒸馏塔7中分馏成通过管线8流通的C6-Cn馏分(其中n＝7或8)，和在管线9流通的Cn+1+馏分。C6-Cn馏分供给加氢装置HD2，实现C6-Cn馏分的深度脱硫和单烯烃的深度加氢。例如，Axens公司销售为LD145/HR406的催化剂可以用于此阶段。从管线10排出的处理过的C6-Cn馏分的硫含量低于1ppm重量，单烯烃含量低于50ppm重量。人们通常试图尽量降低此馏分中芳烃的氢化，从而最大化其进一步的回收，以用于石油化工工业。经管线9离开塔7底部的Cn+1+馏分供应至烷基化部分ALK以产生经管线11回收的烷基化部分。可以经由管线6将C5馏分从塔3注入烷基化部分原料以提高活性烯烃的数目，从而有利于硫化合物的转化。烷基化部分ALK产生的馏分通过管线11进入蒸馏塔12，以在塔顶产生由管线13回收的趋向于用作汽油原料的贫硫Cn+1-C12馏分，和在塔底产生经管线14回收的用作炉燃料油的C12+馏分，其中在烷基化部分中被烷基化的硫化合物被浓缩了。经管线13回收的Cn+1-C12馏分的硫含量通常低于100ppm，或甚至低于50ppm，或着眼于生产特低硫含量汽油时，硫含量低于10ppm。
图2
图2显示了烷基化阶段d)的优选实施方案。烷基化部分由可以并行操作的反应器R1和R2组成。从蒸馏塔7，通过管线9收集的Cn+1馏分(其中n＝7或8)可以与通过管线6的C5馏分混合。如此得到的混合物(管线9a)通过管线9b被送往反应器R1，且烷基化产物通过管线9d收集。在此阶段，反应器R2装有新鲜活性催化剂，处于空置状态。当反应器R1中的催化剂失活时，反应器R1被停止，待处理原料通过管线9C被送往反应器R2。通过管线9e收集烷基化产物。同时，反应器R1中的催化剂被卸载，并换上新鲜催化剂。该特殊装置可以允许连续操作，即便是在催化剂失活的时候。
实施例
以下实施例以非限制方式描述催化剂和操作条件，其可以在本发明的方法中使用。
石脑油蒸汽裂化流出物在流出物处理装置中被分馏，包括主要蒸馏，因此主要生成热解汽油馏分α，其主要包含C5和ASTM终馏点高到210℃的更重的烃。
该热解汽油馏分α具有如下特性：
●硫含量：200ppm重量
●热解汽油馏分α的组成(wt％)
Figure S2008100920874D00091
此热解汽油馏分根据图1描述的工艺进行处理。
第一加氢阶段HD1的催化剂和操作条件
阶段HD1使用的催化剂由沉积在多孔氧化铝载体上的0.3wt％的钯组成。反应器中，催化剂放置在两个床层中，反应器有一装置，允许注射液体，以显著冷却两个床层之间的反应混合物。
操作条件如下：
反应器出口温度：110℃
反应器出口压力：3.0MPa
时空速：2.4h-1
氢比(反应器入口总气量)：90Nm3氢/m3原料
加氢产物由此被蒸馏，以分离出C5、C6-C8和C9+馏分。
C9+馏分称作β馏分，具有如下特性：
ASTM馏程：145℃-218℃
密度：0.9
硫含量：300ppm重量
芳烃含量：58wt％，包括1.0wt.％的二环芳烃(diaomatics)
单烯烃+烷烃+环烷烃含量：37wt％
二烯烃+烯基芳烃含量：5wt％
烷基化阶段的催化剂和操作条件
烷基化阶段使用的催化剂是Axens公司销售的TA801酸性催化剂。催化剂布置在单一床层中。
操作条件如下：
反应器入口温度：80℃
反应器出口压力：3.0MPa
时空速：0.25h-1
收集的产品称作汽油γ，具有如下特性：
ASTM馏程：145℃-285℃
密度：0.92
硫含量：300ppm重量
芳烃含量：57wt％，包含1％的二环芳烃
烯烃含量：33wt％
汽油γ随后被蒸馏，以收集馏程相当于汽油馏分的轻馏分γ1，和重馏分γ2。
汽油γ1具有如下特性：
ASTM馏程：145℃-220℃
密度：0.9
硫含量：46ppm重量
芳烃含量：58wt％，包含1％的二环芳烃
烯烃含量：27wt％
汽油γ1的终馏点可以根据各国的汽油指标进行调整。
汽油γ2具有如下特性：
ASTM馏程：220℃-285℃
硫含量：1300ppm重量
汽油γ1可以直接加入低硫汽油罐。
汽油γ2可以用作炉燃料油。

Claims (8)

1.一种用于处理对应沸点范围为0℃至250℃的馏分的烃流蒸汽裂化流出物的方法，包括：
a)至少一个原料选择性加氢阶段，称作HD1；
b)在一个或多个蒸馏塔中分馏阶段a)的流出物，以产生至少一种C5轻馏分、用于芳烃产品的C6或C6-C7或C6-C8中间馏分，用于汽油产品的C7+或C8+或C9+重馏分；
c)中间馏分的至少一个加氢脱硫和深度加氢阶段，称作HD2；
d)C7+、C8+或C9+重馏分的至少一个烷基化阶段，其中在所述烷基化阶段之前，将C5轻馏分的一部分注入C7+、C8+或C9+重馏分，所述烷基化阶段的操作温度为30℃至300℃，时空速为0.05h-1至5h-1，压力为1.0MPa至4.0MPa，其中烷基化阶段包括在固体酸性催化剂上的处理，所述酸性催化剂选自酸性离子交换树脂、沸石、粘土、官能化二氧化硅、具有酸性的硅铝酸盐以及接枝的酸性官能团载体；
e)阶段d)流出物的至少一个蒸馏阶段，以生产可以直接用作低硫汽油的轻馏分，和富含硫化合物的C11+或C12+重馏分，以用作中间蒸馏物或燃料油。
2.权利要求1所述的方法，其中催化剂选自酸性离子交换树脂。
3.权利要求1所述的方法，其中烷基化阶段d)在串联或并联操作的若干个反应器中进行。
4.权利要求3所述的方法，其中烷基化阶段d)在相互连接的两个相同反应器内进行，一个在工作时，另一个反应器停止工作并装载新鲜催化剂，以备使用。
5.权利要求3所述的方法，其中烷基化阶段d)的一部分流出物循环回到烷基化反应器的入口。
6.权利要求2所述的方法，其中催化剂用于膨胀床。
7.权利要求3、4或5中任一项所述的方法，其中将催化剂装载/卸载系统添加到阶段d)的反应器，以实现连续卸载使用过的催化剂，并装载新鲜催化剂。
8.权利要求1-6中任一项所述的方法，其中用于阶段d)的催化剂或当其从循环中分离出来时在反应器中进行再生处理，或者当装有装载/卸载系统时在反应器外部进行再生处理。
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