CN103059958B - 催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法。调整FCC装置分馏塔的操作条件，在分馏塔内对FCC汽油进行切割预分离，得到轻馏分和重馏分；轻馏分进行无碱脱臭，无碱脱臭后的轻馏分与热催化柴油一起进入加氢预分馏塔，分出轻汽油和中汽油；中汽油依次通过预加氢反应器和加氢脱硫反应器，进行缓和的选择性加氢，重馏分进行深度选择性加氢，所得两部分精制后馏分油与精制轻汽油混合，得到清洁汽油产品或调和组分。本发明方法装置能耗明显降低，汽油辛烷值损失小，可以使汽油产品质量满足硫含量小于10μg/g的质量要求，提高炼油企业的经济效益。

Description

催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法

技术领域

本发明涉及一种催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法，具体地说是以催化汽油为原料加氢生产硫含量小于10μg/g的清洁汽油的方法。

背景技术

随着环保法规的日趋严格，欧美等发达国家相继立法对车用汽油中硫和烯烃含量提出了越来越严格的规定。从2009年起，将执行硫含量小于10μg/g欧Ⅴ排放标准。我国对车用汽油的硫含量要求也越来越严格，自2008年1月1日起，供应北京的汽油开始执行相当于欧Ⅳ排放标准的规格，即硫含量小于50μg/g，上海、广州等国内大城市也将陆续实行类似的标准。2010年7月1日其他地区开始执行相当于欧Ⅲ排放标准的规格，即硫含量小于150μg/g，烯烃百分含量不大于18v％。由此可见，未来我国对汽油硫含量和烯烃含量的要求必将越来越严格。因此，针对我国车用汽油的产品结构，有必要开发一种新的工艺技术用于生产硫含量小于10μg/g的车用汽油，以满足未来市场的需要。

由于历史原因，我国车用汽油调和组分中催化裂化汽油占75%～80%左右，并且具有硫含量较高和烯烃较高的特点。因此，降低我国催化裂化汽油硫含量是现阶段面临的重要问题。

国外现有技术主要包括ExxonMobil公司的SCANFining工艺、IFP公司的Prime-G⁺工艺为代表的选择性加氢脱硫工艺和ExxonMobil公司的OCTGAIN工艺、UOP公司的ISAL工艺为代表的加氢脱硫/辛烷值恢复组合工艺。但由于国外催化裂化汽油性质与国内相比较差别较大，且在汽油调和组分中所占比例较小。因此，国外技术在加工国内催化裂化汽油难以取得满意的结果。

国内开发的催化裂化汽油加氢脱硫降烯烃技术有石油化工科学研究院的RSDS、RSDS-Ⅱ、RIDOS和抚顺石油化工研究院(FRIPP)的OCT-M技术和OCT-MD技术，这些技术均已经实现了工业化，但是，在生产硫含量小于10μg/g的汽油产品时，均存在产品辛烷值损失较大且能耗较高的缺点。例如石油化工科学研究院开发的RSDS-Ⅱ技术，在工业装置运转的情况表明，要想生产硫含量小于10μg/g的清洁汽油，辛烷值的损失将非常大。

CN101307255A公开了一种劣质汽油馏分生产低硫汽油的方法。该方法先将全馏分劣质汽油原料进行固定床氧化脱臭，将硫醇硫转化为二硫化物，然后分馏为轻馏分和重馏分，重馏分经过高活性/低活性组合加氢脱硫催化剂进行选择性加氢脱硫，脱硫产物与轻馏分混合得到清洁汽油产品。该方法虽然也可以生产出硫含量小于10μg/g的汽油产品，但原料油适应性较差，且辛烷值损失也较大，且工艺流程与本发明有很大差别。

CN101787307A公开了一种汽油加氢脱硫方法。该方法将汽油原料分馏成轻馏分汽油和重馏分汽油，其中轻馏分汽油经碱洗精制脱除其中的硫醇硫；重馏分汽油依次经过两个加氢反应器，进行加氢脱双烯、选择性加氢脱硫和选择性加氢脱硫醇反应；所得的加氢重馏分汽油与精制后的轻馏分汽油混合后得到超低硫的全馏分汽油。该方法虽然也可以生产出硫含量小于10μg/g的汽油产品，但原料有适应性较差，且工艺流程与本发明思路完全不同。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供了一种催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法，可以生产硫含量小于10μg/g的清洁汽油或调和组分，且能耗与现有装置相比大幅度降低。

本发明的催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法包括如下内容：

（1）调整催化裂化装置分馏塔的操作，在FCC分馏塔内对FCC汽油进行预分离，得到轻馏分和重馏分；所述轻馏分和重馏分的分割温度为110℃～130℃；

（2）步骤（1）所得轻馏分进入无碱脱臭单元，进行脱硫醇处理；

（3）步骤（2）所得脱臭后的轻馏分与热催化柴油一起进入催化汽油加氢预分馏塔，从分馏塔塔顶得到轻汽油，从分馏塔塔中侧线抽出中汽油，塔底抽出柴油送出装置；轻汽油与中汽油的分割温度为55℃～70℃，中汽油的干点为110℃～130℃；

（4）步骤（3）所得中汽油与氢气混合后，依次通过催化汽油中间馏分预加氢反应器和加氢脱硫反应器，所得反应流出物进入分离器进行分离；步骤（1）所得催化汽油重馏分与氢气混合后进入催化汽油重馏分加氢脱硫反应器进行反应，反应流出物进入分离器进行分离；

（5）步骤（4）所得两部分加氢液体产物经气提后，与步骤（3）得到的轻汽油混合，得到清洁汽油产品或汽油调和组分。

根据本发明的催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法，其中步骤（1）中所述调整催化裂化装置分馏塔的操作，可以在新建催化裂化装置上进行，也可以充分利用催化裂化装置内已有的产品分馏系统进行改造，例如可以通过增加FCC汽油重馏分侧线并调整操作条件实现。步骤（1）中所述轻馏分和重馏分的分割温度一般为110℃～130℃，优选115℃～130℃。

所述的催化裂化装置可以包括各种类型的催化裂化装置，如流化催化裂化（FCC）、重油催化裂化（RFCC）、催化裂解（DCC）、选择性催化裂化（SCC）、多产柴油催化裂化（MDP）、多产异构烯烃催化裂化（MIO）、多产异构烃催化裂化（MIP）或多产液化气和柴油催化裂化（MGD）装置等。

步骤（2）中所述的无碱脱臭可以采用本领域中熟知的技术。无碱脱臭的条件一般为：反应器操作压力0.1MPa～1.0MPa，反应温度20℃～70℃，进料空速0.5～2.0 h^-1，空气流量/进料量体积比为0.1～1.0。所用催化剂及助催化剂为本领域常用的催化剂，可以选择市售商品催化剂或者根据本领域的知识进行制备。FCC汽油轻馏分经过无碱脱臭后，其中含有的硫醇被氧化为沸点较高的二硫化物后，进入较重的中汽油中。

步骤（3）所述的催化汽油加氢预分馏塔的进料方式一般为，轻馏分与热催化柴油从塔中部进入。所述的热催化柴油可以为催化裂化主分馏塔引入的侧线产品，也可以是从空冷器前引入的催化裂化柴油。柴油馏分的干点一般为330～380℃。热催化柴油的温度一般为60℃～290℃，优选120℃～260℃。催化汽油加氢预分馏塔内轻汽油与中汽油的分割温度为55℃～70℃。轻馏分经过无碱脱臭后，其中含有的硫醇被氧化为较重的二硫化物，在预分馏塔的分馏过程中进入较重的中汽油和柴油馏分中。

步骤（4）中所得中汽油和FCC分馏塔预分离的重馏分，分别作为选择性加氢装置的进料。所述催化汽油中间馏分预加氢反应器使用的催化剂为本领域内常用的加氢精制催化剂，如可以为W-Mo-Ni系加氢催化剂。W-Mo-Ni系加氢催化剂的组成通常包括：氧化钨8wt%～15wt%、氧化钼6 wt%～16 wt%和氧化镍2.0 wt%～8.0 wt%。催化汽油中间馏分和重馏分加氢脱硫反应器内装有加氢脱硫催化剂，所述脱硫催化剂亦为本领域常用的加氢脱硫催化剂，如可以为Mo-Co系加氢催化剂。Mo-Co系催化剂的组成一般包括：氧化钼6wt%～16 wt%，氧化钴2.0 wt%～8.0 wt%。两部分加氢反应流出物经过气液分离，并经过汽提塔后与步骤（3）所得精制轻汽油混合，可以得到硫含量低于10 μg/g的清洁汽油产品或清洁汽油调和组分。

步骤（4）中，中汽油加氢脱硫反应流出物和重馏分加氢脱硫反应流出物可以分别进入气液分离装置和气提塔进行分离和气提，也可以共用一套气液分离装置和气提塔。

本发明方法中，步骤（4）中催化汽油中间馏分预加氢反应器的操作条件为：氢分压0.8MPa～4.0MPa，最好1.0MPa～2.5MPa；反应温度为150℃～250℃，最好160℃～230℃；体积空速为2.0h^-1～6.0h^-1，最好2.5h^-1～5.0h^-1；氢油体积比为10～300，最好为50～200；催化汽油中间馏分加氢脱硫反应器的操作条件为：氢分压1.0MPa～4.0MPa，最好为1.0MPa～3.0MPa；反应温度为200℃～300℃，最好为220℃～280℃；体积空速为1.0 h^-1～6.0h^-1，最好为2.5 h^-1～4.0 h^-1；氢油体积比为100～700，最好为200～500。

步骤（4）中催化汽油重馏分加氢脱硫反应器的操作条件为：氢分压1.2MPa～4.0MPa，最好1.5MPa～3.0MPa；反应温度为220℃～340℃，最好250℃～320℃，体积空速为1.0 h^-1～6.0h^-1，最好为2.0 h^-1～4.0 h^-1；氢油体积比为100～700，最好为200～500。

步骤（4）中，所得中间馏分预加氢反应流出物经过换热或者加热升温后，即达到加氢脱硫反应器的进料温度。所述的换热可以利用催化裂化主分馏塔引出的345℃～500℃的高温油浆进行升温，这样还可以省掉一台加氢脱硫反应进料加热炉，节省设备投资和操作成本。或者中间馏分预加氢反应流出物可以与经过加热炉加热升温后的中间馏分加氢脱硫流出物进行换热，达到加氢脱硫进料温度。

由于催化汽油中间馏分（即中汽油）和重馏分（即重汽油）可以分别在不同的工艺条件下加氢脱硫，因此在达到相同脱硫深度的条件下，本发明方法所得产品的辛烷值损失最小；两部分反应流出物经过分离器和汽提塔后，液体产物进入产品调和罐区，富氢气体经过脱硫处理后循环回反应器继续使用。

气液分离器得到的富氢气体经过旋流分离器脱除夹带的液相后进入循环氢脱硫塔。循环氢脱硫采用胺液溶剂吸附法，所述的胺液为有机碱，以醇胺类较多，常用一乙醇胺（MEA），二乙醇胺（DEA），二异丙醇胺（DIPA），N-甲基二乙醇胺（MDEA）中的一种或几种。循环氢脱硫塔中，从脱硫塔上部注入贫胺液，塔底抽出富胺液送出装置再生循环利用；脱除硫化氢后的循环氢经过压缩机升压后与装置外来的新氢混合，作为混氢供装置使用。所述的循环氢脱硫后循环氢中的硫化氢含量一般为0～300 μL/L，优选0~50μL/L。

与现有催化汽油加氢脱硫技术相比较，本发明方法具有以下突出技术效果：

1、本发明方法中，仅需调整催化裂化装置分馏塔的操作条件，即可在催化裂化装置内实现对催化汽油的轻馏分、重馏分的预分离，可以充分利用催化裂化装置内已有的产品分馏系统进行改造，有利于降低装置改造投资和操作费用，而且技术方案成熟可靠，简单易行。

2、现有技术中，催化裂化装置所产汽油需要经过冷却降温后，方可通过管线输往催化汽油加氢装置，然后再通过换热或者加热炉才能达到加氢预分馏塔进料温度的要求，催化汽油需要经历降温、升温等比较大的温度变化，导致催化加氢装置不必要的能耗大大增加。而本发明方法中采用催化裂化预分离的重馏分直接热进料的流程，取消了降温、升温等温度大幅波动的操作，可以充分利用催化裂化预分离的催化汽油携带的热量，从而大幅度降低催化汽油加氢预分馏塔和加氢装置的能耗，同时降低设备投资和操作费用。

3、通过使无碱脱臭后的FCC汽油轻馏分和热催化柴油一起进入加氢预分馏塔进行分馏，利用高温热柴油携带的热量实现轻馏分和柴油馏分的传质、传热，脱除无碱脱臭后轻馏分中沸点相对较高的二硫化物和微量易生焦物质，大幅降低塔顶轻汽油和中汽油的总硫含量。不仅保证了轻汽油的硫醇硫含量很低，降低了中汽油中硫含量和结焦前驱物的含量，延长催化汽油中间馏分预加氢反应器的运转周期，还实现了催化裂化热量的充分利用。

4、本发明方法针对催化汽油的特点，将其分割为不同馏分进行处理，在实现深度脱硫的同时，降低了产品辛烷值损失。催化汽油中间馏分预加氢反应器使用非贵金属催化剂，可以在相对较低的温度下将原料中的二烯烃饱和，减缓脱硫反应器床层结焦速度，保证装置的运转周期。由于活性金属含量较低，因此成本相对较低。催化汽油中间馏分和重馏分加氢脱硫反应器中的催化剂，主要目的是为了降低硫含量的同时，减少辛烷值损失。通过几种措施的实施，本发明方法可以实现深度脱硫的目的，获得比现有工艺更好的技术效果，同时还可以大幅度降低装置能耗。

附图说明

图1为本发明的催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法的示意流程图。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明方法作进详细说明。图中省略了一些必要设备，如加热炉、换热器和原料泵等，但其对于本领域技术人员来说均是公知的。

如图1所示，在催化裂化装置（FCCU）分馏塔1内对FCC汽油进行预分离，得到轻馏分（包括轻汽油和中汽油）和重馏分（重汽油）。所得轻馏分进入无碱脱臭反应塔2中，脱臭后轻馏分与经管线19的热催化柴油进入加氢单元预分馏塔3，在塔顶得到精制轻汽油由管线4引出，侧线得到中汽油经管线5引出，与经管线7的氢气混合后进入中汽油预加氢反应器8。所得预加氢流出物经换热器9换热升温后，进入中汽油加氢脱硫反应器10，所得加氢脱硫流出物首先进入加热炉11进行加热，然后经换热器9与预加氢流出物换热后，与经过管线22的重馏分加氢反应流出物一起进入分离器13。分离器13所得气体经管线14进入循环氢脱硫塔15进行净化，脱硫后的富氢气体经管线16与经管线17引入的新氢混合后进入循环氢压缩机18。分离器13所得液体产物经管线23出装置，可以在经过气提塔后进入产品调和罐区。

分馏塔1所得重馏分经管线24，并与经过管线20的氢气混合后，进入重馏分加氢脱硫反应器21，所得反应流出物经管线22进入分离器13进行气液分离。FCC汽油中馏分加氢反应流出物和重馏分加氢反应流出物共用一套分离装置和气提塔。

本发明方法中，催化裂化装置分馏塔塔顶分馏出的汽油的轻馏分与侧线抽出的重馏分的切割温度为110℃～130℃，优选115℃～130℃。轻馏分进入无碱脱臭装置脱硫醇，然后进入催化汽油加氢装置预分馏塔，分馏为轻汽油和中汽油，轻汽油与中汽油的分割温度为60℃～75℃，优选60℃～70℃。脱臭后的轻馏分直接作为清洁汽油调和组分，中汽油进入催化汽油中间馏分加氢装置预加氢反应器，与W-Mo-Ni系加氢催化剂接触脱除原料中的二烯烃，生成油进入脱硫反应器与Mo-Co系加氢催化剂接触，脱除硫、氮等杂原子，重汽油进入催化汽油重馏分脱硫反应器与Mo-Co系加氢催化剂接触，脱除硫、氮等杂原子，两部分精制油经过分离器和汽提塔后与脱臭的轻汽油混合，得到清洁汽油产品或调和组分。

催化汽油预加氢反应器内可以使用W-Mo-Ni系加氢催化剂，该催化剂的组成包括：氧化钨8wt%～15wt%、氧化钼6wt%～16wt%、氧化镍2.0wt%～8.0wt%；催化汽油中馏分和重馏分脱硫反应器中催化剂可以为Mo-Co系加氢催化剂，组成包括：氧化钼6 wt%～16wt%，氧化钴2.0wt%～8.0wt%。催化剂载体一般为耐熔多孔氧化物，如氧化铝、氧化硅、氧化钛或氧化锆等，载体中还可以含有其它助剂组分。催化剂可以选择现有商品催化剂，也可以按本领域技术人员熟知的方法制备。根据原料汽油的性质，可以在预加氢反应器上部装填部分加氢保护剂，装入量为预加氢反应器加氢催化剂体积的5%～20%，保护剂的形状可以是拉西环、鸟巢或异型等。

经过本发明方法处理的催化汽油馏分，产品可以达到如下性质：硫含量低于10μg/g，产品辛烷值损失较小，小于1.5个单位，处理后的产品适用于作为满足欧V质量标准的清洁汽油产品或调和组分。如果采用现有工艺方法，生产硫含量小于10μg/g的汽油产品时，产品辛烷值损失较大，且能耗大大高于本方法。

本发明方法中，FCCU分馏塔内所得催化汽油重馏分的终馏点一般要求小于205℃，硫含量小于600μg/g，烯烃含量小于28v%。具体工艺条件等内容可以根据原料的性质、产品质量要求等具体因素由本领域技术人员确定。

本发明方法中，催化汽油在分馏塔内进行预分离，轻馏分经无碱脱臭后进入加氢预分馏塔，轻汽油中含有的硫醇转化为二硫化物（硫醚）等较重硫化物进入中汽油中；中汽油含有较多的二烯烃等结焦前身物，需要先进行加氢预饱和后再进行深度加氢脱硫；而重馏分中基本不含二烯烃结焦前身物，所以可在较苛刻的条件下直接进行加氢脱硫，以尽量脱除其中含有的含硫化合物。两部分加氢产物经过气提后，与脱臭后的轻汽油混合即可得到硫含量低于10μg/g的清洁汽油产品或清洁汽油调和组分。

本发明的优点在于：

通过催化汽油加氢脱硫装置与FCC装置产品分馏部分深度联合，不仅可以保证轻汽油脱除硫醇和脱除总硫的效果，通过对催化汽油中馏分（中汽油）和重馏分（重汽油）分别进行加氢处理，可以使产品辛烷值损失最小，而且保证了整套装置长周期平稳运行，并且还有利于降低装置改造投资、正常生产运行综合能耗和操作费用。

与常规催化汽油加氢装置流程比较，将中间馏分进料加热炉改至脱硫反应器后，先对加氢脱硫产物进行加热，并通过换热提升进入加氢脱硫反应器原料油的温度，同样有助于减缓装置结焦的速率，延长装置运转周期。

催化装置分馏塔热催化柴油直接引入轻汽油馏分预分馏塔，为预分馏塔提供热源，同时将汽油馏分中结焦前驱物溶解并带走，以避免汽油加氢反应器因结焦造成压力降上升。

下面的实施例将对本发明作进一步说明，但并不用于限定本发明。

实施例1～3采用图1的示意流程图，精制轻汽油经管线4、精制重汽油经管线23出装置并经气提后进行调和，得到产品。无碱脱臭催化剂为中国石油大学（北京）研发的AFS-12预制型催化剂。试验使用催化剂为工业应用的加氢精制催化剂A和B，催化剂A为抚顺石油化工研究院研制生产的FH-40C加氢催化剂，催化剂B为抚顺石油化工研究院研制生产的FGH-31加氢催化剂，其中A应用于催化汽油中馏分预加氢反应器，B应用于催化汽油中馏分和重馏分加氢脱硫反应器。未进行预分离时全馏分汽油的性质列于表1中。

实施例1

催化裂化装置分馏塔内对FCC汽油1进行预分离，得到轻馏分和重馏分，所述轻馏分与重馏分的分割温度为125℃；轻馏分进行无碱脱臭，然后进入加氢预分馏塔进行分离，所得轻汽油和中汽油的分割温度为65℃。

其中无碱脱臭条件为：反应器操作压力0.6MPa，反应温度35℃，进料空速0.9h^-1，空气/进料体积比为0.7。催化汽油中馏分预加氢反应条件为：氢分压力1.8MPa、体积空速3.8 h^-1、反应温度178℃；催化汽油中馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.6MPa、体积空速3.0h^-1、反应温度248℃、总氢油体积比为350∶1。催化汽油重馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.7MPa、体积空速2.3h^-1、反应温度282℃、氢油体积比为350∶1。操作条件和试验结果分别列于表2和表3。

由表3可见，采用该技术可以使产品硫含量降至10μg/g以下，产品辛烷值仅损失1.4个单位。

实施例2

催化裂化装置分馏塔内对FCC汽油2进行预分离，得到轻馏分和重馏分；所述轻馏分与重馏分的分割温度为120℃；轻馏分进行无碱脱臭，然后进入加氢预分馏塔进行分离，所得轻汽油和中汽油的分割温度为70℃。

其中无碱脱臭条件为：反应器操作压力0.5MPa，反应温度45℃，进料空速0.8 h^-1，空气/进料体积比为0.6。催化汽油中馏分预加氢反应条件为：氢分压力2.0MPa、体积空速3.8h^-1、反应温度183℃；催化汽油中馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.8MPa、体积空速3.2 h^-1、反应温度246℃；总氢油体积比为380∶1；催化汽油重馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.7MPa、体积空速2.5h^-1、反应温度285℃、氢油体积比为360∶1。操作条件和试验结果分别列于表2和表3。

由表3可见，采用该技术可以使产品硫含量降至10μg/g以下，产品辛烷值仅损失1.5个单位。

实施例3

催化裂化装置分馏塔内对FCC汽油3进行预分离，得到轻馏分和重馏分；所述轻馏分与重馏分的分割温度为130℃；轻馏分进行无碱脱臭，然后进入催化汽油中馏分加氢预分馏塔进行分离，所得轻汽油和中汽油的分割温度为68℃。

其中无碱脱臭条件为：反应器操作压力0.5MPa，反应温度40℃，进料空速1.1 h^-1，空气/进料体积比为1.0。催化汽油中馏分预加氢反应条件为：氢分压力1.8MPa、体积空速4.2 h^-1、反应温度180℃；催化汽油中馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.6MPa、体积空速3.2 h^-1、反应温度252℃；总氢油体积比为320∶1；催化汽油重馏分加氢脱硫反应条件为：氢分压1.6MPa、体积空速2.7h^-1、反应温度278℃、氢油体积比为360∶1。操作条件和试验结果分别列于表2和表3。

由表3可见，采用该技术可以使产品硫含量降至10μg/g以下，产品辛烷值仅损失1.2个单位。

对比例1

对FCC汽油1采用常规方法进行处理。工艺流程为，催化裂化全馏分汽油经过无碱脱臭后，进入加氢预分馏塔进行预分馏，得到<65℃轻馏分和大于65℃的重馏分。<65℃轻馏分进行无碱脱臭，大于65℃重馏分进行选择性加氢脱硫。操作条件和试验结果列于表3。

由表3可以看出，同时将产品硫含量降低至10μg/g，本方法的产品辛烷值损失仅为1.4个单位，而常规方法为3.8个单位，装置能耗也由18kg标油/t下降至8.2kg标油/t。

表1  原料油性质

项目	催化汽油1	催化汽油2	催化汽油3	热催化柴油
					密度，g/cm3	0.7318	0.7386	0.7238	0.9016
馏程，℃	42～193	42～196	42～188	198～363
					硫含量，μg/g	421	564	316	9800
辛烷值	93.2	92.4	92.8	—
					温度，℃	—	—	—	290

表2  操作条件

项目	实施例1	实施例2	实施例3	对比例1
					无碱脱臭条件
反应压力，MPa	0.6	0.5	0.5	0.6
					反应温度，℃	35	45	40	35
进料空速，h-1	0.9	0.8	1.1	0.9
					空气流量，m3/h	0.7	0.6	1.0	0.7
加氢条件
					反应器	1-1/1-2/2	1-1/1-2/2	1-1/1-2/2	1/2
催化剂	A/B/B	A/B/B	A/B/B	A/B
					反应温度，℃	178/248/282	183/246/285	180/252/278	178/296
氢分压，MPa	1.8/1.6/1.7	2.0/1.8/1.7	1.8/1.6/1.6	1.8/1.7
					体积空速，h-1	3.8/3.0/2.3	3.8/3.2/2.5	4.2/3.2/2.7	3.8/2.8
氢油比（总），v/v	350/350	380/360	320/360	350

注：表中1-1代表中汽油预加氢反应器，1-2代表中汽油脱硫反应器，1代表常规常规方法中的预加氢反应器，2代表重汽油脱硫反应器。

表3  试验结果

项目	实施例1	实施例2	实施例3	比较例1
					密度，g/cm3	0.7305	0.7302	0.7268	0.7293
馏程，℃	38～189	40～195	36～187	39～187
					硫含量，μg/g	7.0	8.3	7.1	8.5
辛烷值	91.8	90.9	91.6	89.4
					辛烷值损失	1.4	1.5	1.2	3.0
装置能耗，kgEO/t	8.2	—	—	18
					运行周期，月	24～36	24～36	24～36	6～18

由表3可以看出，同时将产品的硫含量降低至10μg/g以下，本发明方法（实施例1）的反应条件要更缓和一些，产品辛烷值损失仅为1.4个单位，而常规方法为3.0个单位，装置能耗也由18kgEO/t下降至8.2kgEO/t，运转周期从6～18个月提高到24～36个月。

Claims (14)

1.一种催化裂化和催化汽油加氢联合工艺方法，包括如下内容：

（1）调整催化裂化装置分馏塔的操作，在FCC分馏塔内对FCC汽油进行预分离，得到轻馏分和重馏分；所述轻馏分和重馏分的分割温度为110℃～130℃；

（2）步骤（1）所得轻馏分进入无碱脱臭单元，进行脱硫醇处理；

（3）步骤（2）所得脱臭后的轻馏分与热催化柴油一起进入催化汽油加氢预分馏塔，从分馏塔塔顶得到轻汽油，从分馏塔塔中侧线抽出中汽油，塔底抽出柴油送出装置；轻汽油与中汽油的分割温度为55℃～70℃，中汽油的干点为110℃～130℃；所述热催化柴油的温度为60℃～290℃；

（4）步骤（3）所得中汽油与氢气混合后，依次通过催化汽油中间馏分预加氢反应器和加氢脱硫反应器，所得反应流出物进入分离器进行分离；步骤（1）所得催化汽油重馏分与氢气混合后进入催化汽油重馏分加氢脱硫反应器进行反应，反应流出物进入分离器进行分离；

（5）步骤（4）所得两部分加氢液体产物经气提后，与步骤（3）得到的轻汽油混合，得到清洁汽油产品或汽油调和组分。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）中所述轻馏分和重馏分的分割温度115℃～130℃，步骤（3）中所述中汽油的干点为115℃～130℃。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化装置为流化催化裂化、重油催化裂化、催化裂解、选择性催化裂化、多产柴油催化裂化、多产异构烯烃催化裂化、多产异构烃催化裂化或多产液化气或柴油催化裂化装置。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（2）中所述无碱脱臭的条件为：反应器操作压力0.1～1.0MPa，反应温度20℃～70℃，进料空速0.5～2.0h^-1，空气流量/进料量体积比为0.1～1.0。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）所述的催化汽油加氢预分馏塔的进料方式为，轻馏分和热催化柴油从塔中部进入。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的热催化柴油为催化裂化主分馏塔引入的侧线产品，或者是从空冷器前引入的催化裂化柴油，柴油馏分的干点为330～380℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化汽油中间馏分预加氢反应器使用的催化剂为W-Mo-Ni系加氢催化剂，W-Mo-Ni系加氢催化剂的组成包括：氧化钨8wt%～15wt%、氧化钼6wt%～16wt%和氧化镍2.0wt%～8.0wt%。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的催化汽油中间馏分和重馏分加氢脱硫反应器内装有Mo-Co系加氢脱硫催化剂，Mo-Co系加氢脱硫催化剂的组成包括：氧化钼6wt%～16 wt%，氧化钴2.0 wt%～8.0 wt%。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（4）中所述的两部分加氢反应流出物分别进入两套气液分离装置进行分离，或者共用一套气液分离装置进行气液分离。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，催化汽油中间馏分预加氢反应器的操作条件为：氢分压0.8MPa～4.0MPa，反应温度为150℃～250℃，体积空速为2.0h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为10～300；催化汽油中间馏分加氢脱硫反应器的操作条件为：氢分压1.0MPa～4.0MPa，反应温度为200℃～300℃，体积空速为1.0 h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100～700；催化汽油重馏分加氢脱硫反应器的操作条件为：氢分压1.2MPa～4.0MPa，反应温度为220℃～340℃，体积空速为1.0 h^-1～6.0h^-1，氢油体积比为100～700。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在催化汽油中间馏分预加氢反应器上部装填加氢保护剂，加氢保护剂装入量为预加氢反应器内加氢催化剂体积的5%～20%。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）中所述分馏塔内所得催化汽油重馏分的终馏点小于205℃，硫含量小于600μg/g，烯烃含量小于28v%。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，催化汽油中间馏分预加氢所得反应流出物经过与催化裂化主分馏塔引出的345℃～500℃的高温油浆换热升温后，达到加氢脱硫反应器的进料温度。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，催化汽油中间馏分预加氢流出物与经加热炉加热后的中间馏分加氢脱硫流出物进行换热，达到加氢脱硫进料温度。