CN101314732A

CN101314732A - 一种烃类连续芳构化改质方法

Info

Publication number: CN101314732A
Application number: CNA2007100998573A
Authority: CN
Inventors: 王杰广; 马爱增; 于中伟; 任坚强
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: 2007-05-31
Filing date: 2007-05-31
Publication date: 2008-12-03
Anticipated expiration: 2027-05-31
Also published as: CN101314732B

Abstract

一种烃类连续芳构化改质方法，包括(1)将烃类原料加热后从顶部送入移动床反应器内与芳构化催化剂接触进行反应，(2)将移动床反应器底部出来的待生催化剂，由待生催化剂提升器经提升管线提升至待生催化剂分离料斗与提升气分离，然后经过压力变换与流量控制区，从顶部进入催化剂再生器，从上到下依次经过催化剂再生器内的缓冲区、烧焦区、干燥区和冷却区，向烧焦区内通入含氧的再生气进行待生催化剂的烧焦再生，(3)从催化剂再生器底部流出的再生催化剂，经提升由顶部进入移动床反应器。该方法适用于低辛烷值石脑油的芳构化反应，催化剂再生烧焦充分，催化剂比表面积损失小，再生催化剂寿命延长，再生操作能耗降低。

Description

一种烃类连续芳构化改质方法

技术领域

本发明为烃类连续芳构化改质方法，具体地说，是一种以低辛烷值石脑油为原料，在移动床反应器-连续再生装置中，生产芳烃或低烯烃含量的高辛烷值汽油组分和液化气的方法。

背景技术

随着汽油无铅化和汽油新标准的出台，部分低辛烷值汽油，例如重整拔头油、凝析油、部分加氢焦化汽油和直馏汽油等轻石脑油急需寻找合适的加工技术。这部分石脑油虽然适合做乙烯原料，但由于其蒸汽压较高，运输比较困难，如果企业附近没有乙烯装置，很难用于乙烯原料。目前，炼油企业生产芳烃和高辛烷值清洁汽油调和组分的主要装置还是催化重整，但催化重整使用含铂的贵金属催化剂，对原料杂质要求苛刻，投资巨大。20世纪70年代末，由于ZSM-5择形分子筛的发现，可以在非临氢，不使用贵金属催化剂的条件下，将石脑油和碳数较少，主要为C₅以下的烃类转化为芳烃，同时副产氢气和优质液化气，其主要产品混合芳烃既是重要的化工原料，也可以与汽油混兑、调合，提高汽油辛烷值。这一技术称为芳构化技术。这给炼厂低辛烷值石脑油的利用开辟了一条有效途径。

CN1032697C公开了一种劣质汽油催化改质-芳构化方法，该法将劣质汽油与催化剂接触进行梯次反应，即将原料先通入第一个固定床反应器，在300～550℃、0.05～1.2MPa、重量空速0.2～1.0h^-1的非临氢条件下进行反应，生成物经过气液分离，C₅以上的液体通过分馏得到汽油馏分，反应产物中小于C₄的气体经预热送入第二反应器，在480～650℃、0.05～1.5MPa、体积空速20～2000h^-1的条件下进行芳构化反应，芳构化产物经气液分离后，得到富含氢气的气体和芳烃混合物。所用芳构化催化剂由改性的HZSM-5分子筛和粘结剂组成，所述分子筛改性组分为Zn、Al或稀土金属中的两种或三种，粘结剂选自氧化铝、氧化硅或粘土中的一种或氧化铝和氧化硅的混合物。所述反应器均为两个并联能切换、再生的固定床，催化剂单程寿命约两周，失活催化剂通过在固定床中通入含氧气体，在550～700℃烧焦再生。

CN1261535C公开了一种直馏汽油改质制备低烯烃含量汽油的方法，该法将直馏汽油与碳四烯烃馏分混合，在0.2～0.6MPa、300～500℃的条件下，在固定床反应器中与含HZSM-5的催化剂接触反应，然后分离产物中的干气、液化气和汽油组分。所述的催化剂中还可含有选自锑或混合稀土氧化物的改性组分。

CN1212376C公开了一种轻烃非临氢改质催化剂及制备方法与应用工艺。所述催化剂由含0.1～5.0质量％的混合稀土氧化物或氧化锑、95.0～99.1质量％的载体组成，其中载体由50～80质量％的HZSM-5沸石和20～50质量％的γ-氧化铝组成。所述的轻烃非临氢改质在固定床反应器中进行，反应产物经气液分离，再将液体进行分离得到干气、优质液化气和低烯烃含量的高辛烷值汽油。失活催化剂用含氧的烟道气或氮气做再生气进行烧碳，再生气氧含量为0.3～2.1％，再生温度为350～450℃、再生压力为常压～0.3MPa。

CN1651141A公开了一种芳构化催化剂及其制备与应用，采用Zn、磷和稀土元素改性的HZSM-5分子筛和REY分子筛为催化剂活性组分。以辛烷值较低的劣质汽油为原料，在非临氢状态下进行移动床芳构化反应，反应温度为350～550℃，压力为0.1～0.5MPa，空速为0.5～5h^-1。催化剂再生温度为400～550℃，在再生器中的停留时间为1～600分钟，采用空气再生。

CN1485414A公开了一种催化裂化汽油非临氢芳构化和脱硫的方法，该法将催化裂化汽油全馏分引入装有分子筛催化剂的反应器，进行烯烃芳构化和加氢脱硫反应，再将反应后的产物进行无碱脱臭，得到汽油产品，其反应温度为100～550℃、压力为0.01～5.0MPa、空速为0.1～20h^-1。该法所用芳构化催化剂活性组分为ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-35、MCM-22、Y分子筛和beta分子筛中的一种或几种，分子筛的改性组分为稀土元素、第VIB、VIII族元素、卤族元素、Mg、Zn、P和Na的一种或几种。芳构化反应可在移动床、流化床或固定床中进行，但未给出具体的催化剂再生方法。

USP4795845公开了一种以含磷和镓的ZSM-5分子筛为催化剂活性组分的脂肪烃芳构化方法，该法将失活的催化剂与含氧的再生气接触，通过烧焦进行再生。再生可在固定床或移动床中进行，再生气可循环。该专利还指出失活催化剂的再生可分为两步，第一步使用含氧量较低的气体进行烧焦，烧焦过程气体含氧量为1.0mol％，然后将气体含氧量缓慢提高至7.0mol％再进行烧焦，直至催化剂床的进出口温度基本相同。

USP4724271公开了一种芳构化催化剂的连续再生方法，该法使用Ga改性的ZSM-5分子筛为催化剂。将失活催化剂通过再生器的烧焦区与干燥的含氧循环气接触，从烧焦区回收烟气与空气混合，经过干燥除去其中的水分再进入烧焦区，从而形成烧焦区气体的循环。烧焦后的催化剂进入干燥区，利用干空气进行干燥。所述烧焦区为径向移动床，干燥区为轴向移动床。

USP6395664B1公开了一种包含Ga和P的ZSM-5芳构化催化剂的连续再生方法，催化剂在500℃以上的高温下曝露在氢气中失活，仅烧焦不能恢复催化剂的活性，需使用含有弱酸性的铵盐或酸的水溶液对烧焦后的催化剂进行处理。失活催化剂的再生分四个阶段：烧焦、冷却、用含铵盐或弱酸的水蒸汽气流处理和干燥，其中烧焦区采用再生气循环的方式进行移动床一段烧焦。

USP4304657公开了一种改进的石脑油芳构化方法，以锌改性的HZSM-5为催化剂，在345～815℃，0.1～3.5MPa的条件下，以CO₂或氮气对石脑油进行稀释，稀释时石脑油与CO₂或氮气的摩尔比为1∶1～20。该法可提高石脑油芳构化气体产物中的H₂/CH₄的摩尔比，并降低液体产物中C₁₀以上芳烃的含量。

USP6245219B1公开了一种石脑油重整方法，该法使用的催化剂以中孔酸性硅酸盐为载体，负载至少一种选自Zn、Ga、In、Fe、Sn和B的氧化物或硫化物，并通过用碱土金属氢氧化物或有机硅化合物浸渍载体进行改性，所述的硅酸盐优选ZSM-5。使用至少含25％烷烃和环烷烃的石脑油为原料，在200～538℃，70～2100KPa，重量空速0.5～25h^-1，氢/烃摩尔比0～10，优选为4的条件下进行石脑油重整，所得产物中C₁～C₄的气体产率显著降低至20重量％以下，并且液体产物的C₈组分中富含对二甲苯。

发明内容

本发明的目的是提供一种低辛烷值石脑油连续芳构化改质的方法，该方法可在提高汽油辛烷值或生产芳烃的同时，降低干气产率，并生产低烯烃含量的优质液化气。

本发明所述的烃类连续芳构化改质方法，包括如下步骤：

(1)将烃类原料加热后从顶部送入移动床反应器内与芳构化催化剂接触进行反应，反应产物经分馏得到汽油组分和液化气，

(2)将从移动床反应器底部出来的待生催化剂，由待生催化剂提升器经提升管线提升至待生催化剂分离料斗与提升气分离，然后经过压力变换与流量控制区，从顶部进入催化剂再生器，从上到下依次经过催化剂再生器内的缓冲区、烧焦区、干燥区和冷却区，向烧焦区内通入含氧的再生气进行待生催化剂的烧焦再生，

(3)从催化剂再生器底部流出的再生催化剂，经过再生催化剂提升器、再生催化剂提升管线、再生催化剂分离料斗进入移动床反应器。

本发明采用移动床反应器进行低辛烷值石脑油的芳构化改质反应，反应在非临氢气氛下进行。催化剂再生器从上到下分成缓冲区、烧焦区、干燥区和冷却区，使催化剂再生操作更易于控制，再生能耗降低，催化剂再生效果好，使用寿命长。本发明方法能实现装置的长周期运转，产品分布更加合理优化。

附图说明

图1为本发明采用两个反应器上下叠放，再生器烧焦区采用两段径向床的工艺流程示意图。

图2为本发明采用两个反应器上下叠放，再生器两段烧焦区采用径、轴向床的工艺流程示意图。

图3为本发明采用两两叠放的四个串连反应器，再生器烧焦区采用两段径向床的工艺流程示意图。

图4为本发明采用两两叠放的四个串连反应器，再生器两段烧焦区采用径、轴向床的工艺流程示意图。

图5为本发明方法芳构化反应产物的分馏系统流程示意图。

具体实施方式

本发明方法采用移动床反应器和再生器进行低辛烷值石脑油的芳构化，并将催化剂再生器从上到下分成缓冲区、烧焦区、干燥区和冷却区四个区，压力变换与流量控制区设置在再生器上部，可实现烧焦在较高压力下进行，配合再生器的缓冲区可实现催化剂的连续流动，此外，缓冲区还有预热催化剂的作用。待生催化剂在缓冲区中预热，在烧焦区中烧掉催化剂中的积炭以恢复其活性，在干燥区中脱除水分，在冷却区中冷却降温，以减少后续管线和设备对材质的要求，同时，冷却区还可使部分进入干燥区的气体预热。因而再生器中设置的缓冲区和冷却区可减少再生器的操作能耗。

本发明方法所述的烧焦区包括至少两段由上到下垂直排列的烧焦区，优选由从上到下垂直排列的两段烧焦区组成。采用两段烧焦的方法对待生催化剂进行烧焦，可单独控制各段烧焦区的入口气体温度和氧含量，扩大再生器的操作弹性。两段烧焦还可使各烧焦区的温度更趋于缓和，进入一段烧焦区气体的氧含量可调整至适当范围，进入二段烧焦区气体的氧含量可较一段适当提高，以使在一段烧焦区未反应完全的催化剂积碳在二段烧焦区进一步反应完全。烧焦反应在较为缓和的条件下进行，可降低局部过热点，使催化剂的比表面积在每次烧焦过程中下降幅度减小，延长催化剂的使用寿命。

所述的两段烧焦区可选用不同的结构，优选排在上部的第一烧焦区为径向床，排在下部的第二烧焦区为轴向床，或者两段烧焦区均为径向床。

本发明方法将从烧焦区排出的烟气经过脱硫和干燥，与空气或空气与氮气的混合气混和后成为再生气用于烧焦，形成烧焦区气体的循环，以减少环境污染和减少水分对催化剂活性的影响。所述的再生气分成两股，分别经过加热后进入一段烧焦区和二段烧焦区。再生气进入烧焦区的优选方式为：两股再生气中的一股从一段烧焦区的顶部以向心的方式进入待生催化剂床层，另一股从二段烧焦区的底部以离心的方式进入待生催化剂床层；另一种方式是所述的两股再生气分别从中部进入一段烧焦区和二段烧焦区。两段烧焦区产生的烟气可从一段烧焦区的顶部或底部排出。

本发明方法中，可对进入烧焦区的再生气的氧含量和再生气入口温度进行控制，进入一段烧焦区的再生气的氧含量优选0.1～3.0体积％，进入二段烧焦区的再生气的氧含量优选0.2～5.0体积％，更优选0.3～2.0体积％。进入一段烧焦区的再生气的入口温度为350～600℃，优选400～500℃；进入二段烧焦区的再生气的入口温度为400～600℃，优选440～550℃。再生器控制压力为0.1～2.0MPa优选0.2～1.0MPa。待生催化剂在烧焦区的停留时间为10～600分钟，优选60～480分钟。

本发明方法所述的催化剂再生器的底部为冷却区，冷却区上部为干燥区。操作时先将冷却气通入催化剂再生器的冷却区，由冷却区出来的气体再与另一部分干燥气混和，经加热后进入干燥区。所述的冷却气和干燥气选自氮气、空气或氮气与空气的混和物。冷却气和干燥气中的氧含量不大于21体积％。

所述干燥区入口气体的温度为120～600℃，优选250～500℃，冷却区出口气体的温度不大于200℃。

所述干燥区排出的气体可排出系统或引入烧焦区循环利用，即将从干燥区排出的气体与脱硫后的烟气混和，经干燥器脱除其中的水分再与空气或空气与氮气的混合气混和形成再生气进入烧焦区。

本发明所述的移动床反应器包括至少两个，优选二至四个串连的反应器，每个反应器前均设有加热炉，进入每个反应器的反应原料均需通过加热炉加热。反应原料经加热后进入第一个反应器，从该反应器排出的反应产物再经加热后进入下一个反应器，依此类推。所述的多个反应器的排列方式可为上下叠放或并列放置，采用四个反应器时，可将两个反应器上下叠放成为一组，再将两组反应器并列放置，每组之间设置催化剂提升器。

本发明方法所述的催化剂提升器使用循环氮气将反应器底部的催化剂提升至再生器顶部或后继反应器的顶部，在反应器和再生器顶部气流出口处均设置分离除尘装置，即将催化剂或待生催化剂提升至反应器或再生器顶部的分离料斗，在分离料斗中将催化剂或待生催化剂与氮气分离，携带部分催化剂粉尘的氮气进入粉尘收集器，将气流中的粉尘过滤后，一部分氮气经淘析风机后返回分离料斗，另一部分作为催化剂提升气循环利用。

本发明所述的烃类原料是初馏点为30～80℃，终馏点为130～200℃的烃类馏分，优选直馏石脑油、重整拔头油、凝析油或加氢焦化工艺产生的石脑油馏分。

本发明烃类原料与催化剂接触反应的温度为250～600℃，优选280～500℃，压力为0.1～2.0MPa，优选0.2～1.0MPa，更优选0.3～0.8MPa。反应适宜的进料质量空速为0.1～5.0h^-1，优选0.2～1.0h^-1。反应在非临氢条件下进行，原料无需予精制，直接使用即可。

本发明方法使用的催化剂不含贵金属，而使用高硅五元环型沸石或者含锌或镓、稀土元素和VA族元素的高硅五元环沸石为活性组分，所述的沸石均为氢型沸石，粘结剂选自二氧化硅或氧化铝，优选氧化铝。所述的高硅五元环型沸石优选ZSM-5、ZSM-11或ZSM-12，其氧化硅/氧化铝的摩尔比优选10～200，更优选20～100；VA族元素优选磷、锑或铋；稀土元素优选混合氧化稀土，其中含氧化镧20～40质量％、氧化铈40～60质量％、氧化镨10～18质量％、氧化钕2～10质量％。本发明方法优选的催化剂包括0.5～3.0质量％的ZnO、0.1～3.0质量％的稀土氧化物、1.0～5.0质量％的VA族元素，其余为复合载体，所述复合载体包括30～50质量％的高硅五元环型沸石和50～70质量％的粘结剂。

下面结合附图说明本发明，但本发明并不限于此。

图1中反应原料的流程为：轻石脑油经管线101进入换热器102，与反应产物换热后，经管线103进入加热炉104加热后经管线105进入第一反应器106，与其中的催化剂接触后发生芳构化反应，反应后物料经管线107进入加热炉108再次加热，然后经管线109进入第二反应器110，与其中的催化剂接触继续反应，反应后物料经管线111，进入换热器102与反应原料换热后，经管线301去分馏系统。所述第一、二反应器的催化剂床为径向床(图中未标出)。

催化剂的流程为：从反应器110底部流出的失活催化剂即待生催化剂，经催化剂下料管112进入待生催化剂提升器113，用循环氮气通过管线114提升至待生催化剂分离料斗201，在分离料斗201中催化剂和提升氮气气流分开，携带部分粉尘的氮气气流经管线200进入粉尘收集系统，将其中的粉尘除去后再循环利用，图中未标出。由分离料斗201分离出的待生催化剂通过管线202进入压力变换与流量控制料斗203，再经管线204进入催化剂再生器205，控制再生器压力为0.1～2.0MPa，优选0.2～1.0MPa，更优选0.5～1.0MPa。在催化剂再生器205中，待生催化剂由上到下依次经过缓冲区206(轴向床)、催化剂下料管207、由筛网围成的一段烧焦区208(径向床)、催化剂下料管209、由筛网围成的二段烧焦区210(径向床)、催化剂下料管211、干燥区212(轴向床)、催化剂下料管213、冷却区214(轴向床)。待生催化剂在整个烧焦区的停留时间为10～600分钟，优选60～480分钟。从再生器205底部出来的再生催化剂，依次经过管线215、下部料斗216、管线217进入再生催化剂提升器218，用循环氮气将再生催化剂通过管线219提升至反应器106顶部的再生催化剂分离料斗220，将再生催化剂与氮气气流分开，携带部分粉尘的氮气气流经管线221进入粉尘收集系统，将其中的粉尘除去后再循环利用。由再生催化剂分离料斗220分离出的再生催化剂通过催化剂下料管222进入反应器106，在反应器106中依靠自身重力进入第二反应器110，再进入待生催化剂提升器113，重新进行再生。

上述催化剂反应-再生循环中，提升催化剂所用的氮气可由待生催化剂提升器113、再生催化剂提升器218和下部料斗216处补充。

催化剂再生器中的气体循环方式为：烧焦区产生的烟气从一段烧焦区208的底部出来，经管线223进入装有烟气脱硫剂的脱硫罐224脱除其中的SO₂，烟气脱硫剂可采用钙基脱硫剂或其它高温烟气脱硫剂。脱除SO₂后的烟气经管线225，少部分由管线226排出系统，大部分进入换热器227，与冷却脱水后的再生气换热后，经管线228进入空冷器229，再经管线230进入干燥器231，将烟气中的水含量降至2000ppm以下，优选降至1000ppm以下，更优选降至200ppm以下。脱水后的烟气经管线232与来自管线233的冷空气或空气与氮气的混合气体混合后形成再生气。再生气经管线234至再生风机235，经管线236进入换热器227与来自烧焦区的热烟气换热后，一部分经管线237进入加热器238加热至350～600℃，优选为400～500℃，经管线239从进入一段烧焦区(径向床)208的顶部，控制一段再生气入口氧含量为0.1～3.0体积％，优选0.3～2.0体积％，再生气通过径向床与再生器壁的环隙255以向心式径向进入待生催化剂床层与之接触。烧焦后产生的烟气进入空间253，再从一段烧焦区底部排出，经管线223进行循环。经换热器227换热后的另一部分再生气经管线240，与来自管线256的空气或氮气与空气的混和气混和后，经管线241进入加热器242加热至400～600℃，优选440～550℃，控制其氧含量为0.2～5.0体积％，优选0.3～3.0体积％，经管线243进入空间254，以离心式径向进入第二段待生催化剂的径向床210，并与待生催化剂接触，烧焦产生的烟气由一段烧焦区底部进入管线223进行循环。

来自管线244的氮气与来自管线245的空气混和后，经管线246进入催化剂再生器内冷却区214的中部，从冷却区214上部排出的气体经管线248与来自管线247的氮气或氮气与空气的混和气体混和后，经管线249进入加热器250加热至120～600℃，优选250～500℃，经管线251进入催化剂干燥区212。从干燥区212排出的气体从管线252排出体系，或经管线257进入换热器227进行循环。

图2与图1流程基本相同，不同的是催化剂再生器的一段烧焦区208为径向床，二段烧焦区211为轴向床。图2的两段烧焦区间通过催化剂下料管209连接。来自管线239的再生气从一段烧焦区的中部进入催化剂床层，与待生剂接触。另一股再生气经管线243从中部进入二段烧焦区211，烧焦产生的气体经分布板254′进入一段烧焦区围成的空间253，与一段烧焦区产生的烟气混合后，由一段烧焦区顶部经管线223进行循环。干燥区212的过量气体经管线252直接排放。

图3与图1流程基本相同，不同的是反应部分由四个串连的反应器组成。来自管线101的轻石脑油经换热器102与反应产物换热，经管线103进入加热炉104加热，经管线105进入第一反应器106与催化剂径向接触进行芳构化反应，反应后物料经管线107进入加热炉108再次加热后进入第二反应器110继续反应，由反应器底部排出的物料经管线111进入加热炉112再次加热，然后经管线113进入第三反应器114，与催化剂径向接触继续反应，反应后物料经管线115进入加热炉116再次加热，经管线117进入第四反应器118，与催化剂径向接触继续芳构化反应。反应后的物料经管线119去换热器102与反应原料换热，经管线301进入产物分馏系统。

从第二反应器110底部排出的催化剂经催化剂下料管120进入催化剂提升器121，利用循环氮气经管线122将催化剂提升至第三反应器114顶部的催化剂分离料斗123，将催化剂和提升氮气气流分开，携带粉尘的氮气气流经管线123去粉尘收集系统后循环利用。分离出来的催化剂经催化剂下料管124依靠自身重力经过第三反应器114和第四反应器118后，经催化剂下料管126进入待生催化剂提升器127，利用氮气经管线128将待生催化剂提升至催化剂再生器顶部的待生催化剂分离料斗201，将催化剂与提升氮气分离后进入压力变换与流量控制料斗203，然后经过催化剂再生器顶部的缓冲区，进入烧焦区进行失活催化剂的再生。

图4流程的反应部分与图3相同，再生部分与图2相同。

图5为本发明方法芳构化反应产物的分馏流程示意图。来自反应系统的产物经管线301，进入冷却器302冷却后，经管线303进入闪蒸罐304分离成气液两相，富气通过闪蒸罐304顶部的管线305进入富气压缩机306压缩后，由管线307进入吸收解吸塔308的中部，干气从吸收解吸塔308塔顶经管线312排出系统。吸收解析塔308塔底的物料通过管线313进入稳定塔315的中部，在稳定塔315中将液化气和高辛烷值汽油组分分离，液化气由塔顶经管线316排出系统，汽油组分从塔底管线314排出，一部分通过管线317，与闪蒸罐底部管线309排出的液相物料混合后，用粗汽油泵310经管线311送回吸收解吸塔308的顶部，其余部分作为成品汽油由管线318排出系统。所述干气为氢气、甲烷、乙烷和乙烯。

下面通过实例进一步说明本发明。

实例1

制备本发明所用的催化剂。

(1)制备复合载体

取67.6千克拟薄水铝石粉(Sasol公司生产，PURAL

SB，氧化铝含量74质量％)，搅拌下加入到300千克浓度为1.1质量％的硝酸水溶液中，搅拌2小时胶溶后，加入55.0千克氧化硅/氧化铝摩尔比为60的HZSM-5沸石粉(沸石含量91％)，高速搅拌3小时。将制成的浆液滴入装有8质量％氨水的油氨柱中，将油氨柱中形成的湿球取出，60℃干燥10小时，550℃焙烧3小时，得到复合载体，为含HZSM-5沸石50质量％的氧化铝小球。

(2)制备催化剂

取50千克复合载体，用50千克含硝酸锌4.7质量％、氯化混合稀土3.0质量％(其中氧化镧占31％，氧化铈51％，氧化镨14％，氧化钕4％)、磷酸6.6质量％的混合溶液浸渍30分钟，110℃干燥24小时，550℃焙烧5小时，然后用水蒸汽于550℃处理4小时得到催化剂A。

催化剂A含氧化锌2.0质量％、磷2.0质量％、混合稀土氧化物1.0质量％，其余为复合载体。催化剂A的比表面积为303m²/g。

实例2

按图1所示的工艺流程，使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料，在非临氢条件下进行芳构化反应试验，控制各反应器的入口温度为400℃、反应压力0.5MPa，进料质量空速为0.5h^-1，直馏石脑油按加热炉、第一反应器、加热炉、第二反应器的顺序进入反应区进行芳构化反应。催化剂再生器的主要操作条件为：再生器压力0.7MPa，一段烧焦区再生气入口温度为470℃，再生气中氧含量为0.5体积％；二段烧焦区再生气入口温度为480℃，再生气中氧含量为0.6体积％，再生气与待生催化剂体积比为3000∶1，待生催化剂在再生器烧焦区中的停留时间为120分钟，干燥区入口气体的温度为490℃，冷却区出口气体的温度为165℃。试验还考察了再生器的最大烧焦能力和多次再生后催化剂比表面积的变化。试验结果见表2。

实例3

按图2所示的工艺流程，使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料进行芳构化反应，反应在非临氢条件下进行。反应部分和再生器的操作条件及待生催化剂在烧焦区的停留时间、干燥区气体入口温度和冷却区气体出口温度均同实例2，不同的是再生气分别从中部进入两段烧焦区，试验结果见表2。

对比例1

使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料，进行非临氢芳构化反应。反应部分反应器的连接方式和反应条件均同实例2，不同的是再生部分采用现有技术，即压力变换与流量控制区位于再生器下部；再生器由烧焦区和干燥区两部分组成，其中烧焦区为一段径向床，烧焦产生的烟气经干燥，并与补充空气混合后返回再生器烧焦区。再生器的主要操作条件为：再生器压力0.35MPa，再生气中氧含量为0.75体积％，进入烧焦区的再生气入口温度为480℃，再生气与待生催化剂体积比为3000∶1，待生催化剂在烧焦区中的停留时间为120分钟。试验还考察了再生器的最大烧焦能力和多次再生后催化剂比表面积的变化。试验结果见表2。

实例4

按图3所示的工艺流程，使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料，进行非临氢芳构化反应，反应区各反应器入口温度为400℃，反应压力0.5MPa，进料质量空速为0.5h^-1，直馏石脑油按加热炉、第一反应器、加热炉、第二反应器、加热炉、第三反应器、加热炉、第四反应器的顺序进入反应区。再生器的主要操作条件为：再生器压力0.7MPa，一段烧焦区再生气入口温度为470℃，再生气中氧含量为0.5体积％；二段烧焦区再生气入口温度为480℃，再生气中氧含量为0.6体积％。再生气与待生催化剂的体积比为3000∶1，待生催化剂在再生器烧焦区中的停留时间为120分钟，干燥区入口气体的温度为486℃，冷却区出口气体的温度为160℃。试验还考察了再生器的最大烧焦能力和多次再生后催化剂比表面积的变化。试验结果见表3。

实例5

按图4所示的工艺流程，使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料，进行非临氢芳构化反应，反应区操作条件、直馏石脑油进料顺序、再生器操作条件及待生催化剂在烧焦区的停留时间、干燥区气体入口温度和冷却区气体出口温度均同实例4，不同的是再生气分别从中部进入两段烧焦区。试验结果见表3。

对比例2

使用催化剂A，以表1所示的直馏石脑油为原料进行非临氢芳构化反应。反应部分反应器的连接方式和反应条件均同实例4，不同的是再生部分采用现有技术，即压力变换与流量控制区位于再生器下部；再生器由烧焦区和干燥区两部分组成，其中烧焦区为一段径向床，烧焦产生的烟气经干燥，与补充空气混合后返回再生器烧焦区。再生器的主要操作条件为：再生器压力0.35MPa，再生气中氧含量为0.75体积％，进入烧焦区的再生气入口温度为480℃，再生气与待生催化剂体积比为3000∶1，待生催化剂在烧焦区中的停留时间为120分钟。试验还考察了再生器的最大烧焦能力和多次再生后催化剂比表面积的变化。试验结果见表3。

由表2、表3的数据可知，本发明方法较之对比例，具有较高的液体收率和芳烃产率，液体产物辛烷值高，并且其中的二甲苯含量亦较高。另外，本发明方法允许的待生催化剂最高含碳量大，催化剂经多次再生后比表面积损失小，因而可有较高的使用寿命。

表1

馏程，℃	36～158
馏程，℃	36～158	烷烃，质量％	58.6
环烷烃，质量％	36.5	烷烃，质量％	58.6
环烷烃，质量％	36.5	芳烃，质量％	4.9
碱性氮含量，μg/g	1.4	芳烃，质量％	4.9
碱性氮含量，μg/g	1.4	S含量，μg/g	157

表2

表3

Claims

1、一种烃类连续芳构化改质方法，包括如下步骤：

(2)将移动床反应器底部出来的待生催化剂，由待生催化剂提升器经提升管线提升至待生催化剂分离料斗与提升气分离，然后经过压力变换与流量控制区，从顶部进入催化剂再生器，从上到下依次经过催化剂再生器内的缓冲区、烧焦区、干燥区和冷却区，向烧焦区内通入含氧的再生气进行待生催化剂的烧焦再生，

2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的烧焦区包括至少两段由上到下垂直排列的烧焦区。

3、按照权利要求2所述的方法，其特征在于所述的烧焦区由从上到下垂直排列的两段烧焦区组成，排在上部的第一烧焦区为径向床，排在下部的第二烧焦区为轴向床。

4、按照权利要求2所述的方法，其特征在于所述的烧焦区由从上到下垂直排列的两段烧焦区组成，且两段烧焦区均为径向床。

5、按照权利要求3或4所述的方法，其特征在于从烧焦区排出的烟气经过脱硫和干燥后与空气或空气与氮气的混合气混合成为再生气，所述的再生气分成两股，分别经过加热后进入一段烧焦区和二段烧焦区。

6、按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的两股再生气中的一股从一段烧焦区的顶部以向心的方式进入待生催化剂床层，另一股从二段烧焦区的底部以离心的方式进入待生催化剂床层。

7、按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的两股再生气分别从中部进入一段烧焦区和二段烧焦区。

8、按照权利要求3或4所述的方法，其特征在于两段烧焦区产生的烟气从一段烧焦区的底部或顶部排出。

9、按照权利要求5所述的方法，其特征在于一段烧焦区入口再生气的氧含量为0.1～3.0体积％，二段烧焦区入口再生气的氧含量为0.2～5.0体积％。

10、按照权利要求5所述的方法，其特征在于一段烧焦区再生气的入口温度为350～600℃，二段烧焦区再生气的入口温度为400～600℃。

11、按照权利要求5所述的方法，其特征在于待生催化剂在烧焦区的停留时间为10～600分钟，再生器压力为0.1～2.0MPa。

12、按照权利要求1所述的方法，其特征在于先将冷却气通入催化剂再生器的冷却区，由冷却区出来的气体再与干燥气混合，经加热后进入干燥区，所述的冷却气和干燥气选自氮气、空气或氮气与空气的混和物。

13、按照权利要求1所述的方法，其特征在于干燥区入口气体的温度为120～600℃，干燥气中的氧含量不大于21体积％。

14、按照权利要求1所述的方法，其特征在于冷却区出口气体的温度不大于200℃。

15、按照权利要求1所述的方法，其特征在于将干燥区排出的气体排出系统或引入烧焦区循环利用。

16、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的移动床反应器包括二至四个串连的反应器，进入每个反应器的反应原料均需通过加热炉加热。

17、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的烃类原料为初馏点为30～80℃，终馏点为130～200℃的烃类馏分。

18、按照权利要求17所述的方法，其特征在于烃类馏分选自直馏石脑油、重整拔头油、凝析油或加氢焦化工艺产生的石脑油馏分。

19、按照权利要求1所述的方法，其特征在于(1)步所述的反应温度为250～600℃，压力为0.1～2.0MPa。

20、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的芳构化催化剂活性组分为高硅五元环沸石或含锌或镓、稀土元素和VA族元素的高硅五元环沸石。

21、按照权利要求20所述的方法，其特征在于所述的高硅五元环沸石选自ZSM-5、ZSM-11或ZSM-12沸石，所述的稀土元素为混合稀土，VA族元素为磷、锑或铋。