CN103509586B - 一种劣质重油的加工方法 - Google Patents

Abstract

一种劣质重油的加工方法，劣质重油在接触裂化单元进行反应，得到轻质油和带炭接触剂，带炭接触剂在第一再生器内生成富含羰基硫的烟气I和半再生接触剂，富含羰基硫的烟气I经羰基硫脱除装置脱硫后，进入CO燃烧锅炉发生蒸汽或进入变换单元制氢气并富集CO₂。所得的半再生接触剂在第二再生器，在有氧气存在的条件下进行完全再生，得到完全再生接触剂和烟气II，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置或硫转移剂达到排放标准后外排，完全再生接触剂返回接触裂化单元。通过本发明可以高效、绿色、安全的加工重油，并生产高经济价值的产品。

Description

一种劣质重油的加工方法

技术领域

本发明属于一种劣质重油的加工方法。更具体地说，是一种将重油接触裂化和气化再生有机结合的组合加工方法。

背景技术

近年来，石油资源日益变重，残炭、硫和金属含量增加。而渣油催化裂化原料要求（Ni+V）<25μg·g^-1，一般为10μg·g^-1左右，对硫含量也有限制，如石韦公司的渣油流化催化裂化（RFCC）工艺要求的原料油中硫含量在0.2~2.4%（重量），因此劣质重油或渣油加工问题日益突出。石油资源短缺、国际油价居高不下、石油资源劣质、重质化和环保要求日益严格为炼油技术提出了新的挑战，急需发展高效绿色的劣质油尤其是劣质重油的新型炼制技术。重质油的高效绿色转化，一方面要求对原料油尽可能的“吃干榨净”，另一方面就是要环保。

劣质重油给加工带来许多困难和问题。首先，劣质重油的密度大，氢碳比低，胶质、沥青质含量高，残炭高，导致轻油收率低，焦炭产率高。催化裂化加工重质、劣质原料油时，大量生焦导致整个装置热量过剩，同时也导致大量二氧化碳排放。延迟焦化工艺加工劣质重油时，液收较低，焦炭产率很高，约是原料残炭的1.5倍。如何将占原油40%~60%的重油（常压渣油和减压渣油）更多的转化为轻质油品，这既是世界炼油业关注的焦点和世界性技术难题，也是国内炼油工业急需解决的一个重大问题。其次，劣质重油的硫含量高，对催化裂化工艺来说，增加了再生部分脱SOx、NOx的成本。焦化工艺（包括延迟焦化和流化焦化）作为重油加工的主要手段之一，其加工能力逐年递增，不可避免的产生大量的石油焦，日益增多的含硫原油产生的高硫石油焦，例如，国内加工进口高硫原油的企业生产的石油焦硫含量高达5.9重量％，如果将其作为燃料使用，势必又产生新的大气SOx、NOx排放问题。因此，加工劣质重油时的硫转化和硫排放问题亟待解决。

催化裂化加工高硫原料时，减少有害硫污染物排放的方法为：一种是将原料进行加氢预处理脱硫，另一种是将烟气中的硫转化为SOx形态，然后采取洗涤法进行减排，但是，气体中脱除SOx要比脱除H₂S复杂得多。还有一种是在FCC催化裂化催化剂中加入硫转移剂，可以有效控制SOx的排放量。但随着原料的变重变差，催化裂化原料中硫含量逐渐升高，为了达到合格的排放标准，在催化裂化催化剂中加入的硫转移剂的比例会越来越高，这势必影响了催化裂化催化剂的整体的平衡活性。

针对劣质重油的高效、绿色利用，US3542532公开了一种流化焦化和气化组合生产氢气的工艺，该工艺在流化焦化阶段以焦炭粒子作为炭沉积载体，反应结束后的焦炭粒子经过淘析器后，颗粒尺寸在3.17~6.35毫米的焦炭粒子进入移动床气化反应器中，气化剂为空气和水蒸气，气化温度在649~1316℃。气化后颗粒尺寸小于3.17毫米的焦炭粒子返回流化焦化反应器中。该工艺以焦炭粒子作为热载体，因此在焦化反应器中只有热裂化产生，并且在工艺过程中容易产生细粉焦，同时气化温度较高。

US4269696公开了一种添加裂化催化剂的流化焦化和气化的联合工艺，该工艺过程中在汽化器这部分加热后的固体与水蒸汽和含氧气体进行反应生成部分气化后焦炭和含氢气体，气化器的操作温度为538~1537℃，优选760~1093℃。改工艺过程中在原料中添加0.1~10%（重）（以原料为基础）的催化剂，催化剂为白土裂化催化剂、结晶铝-硅沸石、无机氧化物和它们的混合物。该工艺组合存在气化温度高、气化过程以水和氧作为气化剂时，会导致裂化催化剂骨架坍塌失活等问题。

对于加工残炭较高原料的催化裂化，大量生焦导致整个装置热量过剩，催化裂化采用两段再生时，第一段采用不完全燃烧，烟气中含有一定的CO，一般这部分烟气会送入CO燃烧锅炉，如CN95108743提出了针对催化裂化催化剂单段再生烟气CO燃烧及能量回收的方法。但对于烟气中含有较高含量CO时要严格控制烟气中的氧含量，否则会导致“尾燃”，使再生器温度大幅升高而发生事故。另外，催化裂化尽管采用不完全燃烧，由于在离开密相床层前CO会在催化剂颗粒内的孔隙及外部空间与氧进行均相氧化反应，所以工业再生烟气中CO/CO₂的摩尔比例一般在0.77~1.0。

焦炭气化制合成气的现有技术中，接触剂上沉积焦炭后在气化段温度都比较高，在750℃以上，且有大量水存在。而在如此高的水热环境下，接触剂尤其是硅铝材料很难保证在循环使用过程中的水热稳定性，会使接触剂的物化性质发生破坏，从而影响反应和流化稳定性。

此外，目前加工高残炭原料时，是将生成的CO燃烧，在一定程度上没有很好的利用石油烃中的碳。另外加工劣质原料时，硫的绿色排放也是个亟待解决的问题。

发明内容

本发明目的在于克服现有接触裂化再生制CO过程中存在尾燃的安全问题，以及加工劣质重油时硫绿色排放的问题

本发明提供的方法，包括：

（1）重油进入接触裂化反应器，在接触剂的存在下进行接触裂化反应，所得产物包括干气、液化气、汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和带炭接触剂，所述的带炭接触剂进入第一再生器；

（2）在第一再生器内，使带炭接触剂上的炭和含氧气体发生不完全燃烧反应，得到半再生接触剂和烟气I，其中烟气I中的硫主要以羰基硫形式存在，所述烟气I进入羰基硫脱除装置，脱硫后的烟气I进入CO燃烧锅炉发生蒸汽或进入变换单元制氢气；

（3）步骤（2）所得的半再生接触剂在第二再生器，在有氧气存在的条件下，接触剂上残留炭发生完全燃烧，得到完全再生接触剂和烟气II，烟气II中的硫以SO_X形式存在，完全再生接触剂返回步骤（1）接触裂化反应器。

所述重油的残炭在5重量%~40重量％，金属含量在1~1000μg/g。所述的重油可以是重质原油、含酸原油、超稠油、常压渣油、减压渣油、减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、油砂沥青、加氢裂化尾油、煤焦油、页岩油、罐底油、煤液化残渣油或其它二次加工馏分油中的一种或几种的混合物。

所述步骤（1）中的接触裂化单元的工艺条件为：反应温度450~650℃，重时空速1~100h^-1，接触剂与重油原料的质量比为1~30：1，水蒸气与重油原料的质量比为0.05~1：1。

所述步骤（1）中接触裂化过程所用接触剂为含分子筛的催化剂和/或不含分子筛的硅铝材料催化剂。

所述含分子筛的催化剂为选自含X分子筛、Y分子筛、丝光沸石、ZSM-5、层柱粘土分子筛、SAPO中的一种或几种分子筛的催化剂。

所述不含分子筛的硅铝材料催化剂是指以无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石、拟薄水铝石、二氧化硅中的一种或几种的混合物为原料制备的催化剂。也可以是经过酸洗、焙烧、筛分处理的无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石中的一种或几种为原料制备的催化剂。也可以是经过酸洗、焙烧、筛分处理的无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石中的一种或几种与拟薄水铝石和/或二氧化硅为原料制备的催化剂。

所述步骤（2）第一再生器为流化床再生器，所述带炭接触剂与含氧气体在流化床中发生不完全燃烧反应，密相床的温度为550~800℃，优选600~750℃，密相床中线速度0.05~0.6m/s。含氧气体中氧气摩尔分数为10%~30%，其余为二氧化碳和/或氮气，气体停留时间0.5~60秒。控制第一再生器的稀相段的温度低于680℃，可以采取外取热方式，也可以采用在稀相段注入惰性介质的方式来控制稀相段的温度。。

所述的步骤（2）的烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为0.5~3，烟气I中的羰基硫（COS）占烟气I中总硫的50%~99.9%（体积）。

所述步骤（1）得到的带炭接触剂含炭量在0.5重量%~7.0重量%。所述步骤（2）中半再生接触剂的含炭量在0.3重量%~1.0重量%。

在本发明其中一个实施方式中，所述步骤（2）的含氧气体中除氧气外，另一气体是CO₂，烟气I进入COS脱除装置，脱硫后的烟气I可以进入变换单元制氢气并富集CO₂，CO₂可部分或全部返回第一再生器。脱硫后的烟气I也可以进入CO燃烧锅炉发生蒸汽，CO燃烧锅炉排放的烟气也可以返回第一再生器。

在本发明其中一个实施方式中，所述步骤（2）中含氧气体中除氧气外，另一气体是CO₂和N₂，烟气I进入COS脱除装置，脱硫后的烟气I进入CO燃烧锅炉发生蒸汽，CO燃烧锅炉排放的烟气可以返回第一再生器。

所述COS脱除装置可以是将COS转化为H₂S后，进一步回收硫磺，也可以是直接吸收COS并回收COS。COS脱除装置所采用的方法可以是有机胺吸收法、加氢转化法、水解转化法、氧化转化法、吸附法等。这些方法可以将COS转化为H2S。也可以采用多孔性固体材料吸附COS使其在固体表面富集，并进一步得到COS。从H₂S回收硫磺的方法是指工业上常用的方法，如克劳斯工艺等。

本发明通过对第一再生器中扩散控制，以及分别对其密相床反应温度和稀相段反应温度的限制，不仅防止了稀相段尾燃，避免发生危险，而且所生成的气化气中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比值高。此外，所得的硫化物的形态主要为羰基硫，便于硫回收和利用。

在步骤（3）的第二再生器中，所得烟气II中的硫以SO_X的形式存在，烟气通过碱洗装置或硫转移剂脱硫达到排放标准后外排。

所述步骤（3）第二再生器的温度为600~750℃，通入气体为含氧10体积%~50体积%的气体。

所述步骤（2）得到的半再生接触剂可以不进入步骤（3）的第二再生器，直接全部或部分返回步骤（1）接触裂化反应器。

本发明提供的方法可以加工残炭含量为5重量%~40重量%的劣质原料，裂化产生的焦炭可以生产高附加值的合成气，气化过程生成的（CO+H₂）/CO₂的摩尔比值高；焦炭中的硫有相当一部分转化为羰基硫，不但易于回收，并且减少了最终烟气的SO_X排放。此外，本发明提供的方法，有效地防止气化器稀相段尾燃，避免发生危险。

附图说明

附图是本发明提供的劣质重油的加工方法的流程示意框图。

具体实施方式

下面通过附图对本发明的方法，予以进一步地说明，但并不因此而限制本发明。

重油和雾化蒸汽通过管线4进入接触裂化反应器1，补充的新鲜接触剂来自管线9。来自第二再生器3的完全再生接触剂经管线12、管线22进入接触裂化反应器1，可选择地将第一再生器2所得半再生剂通过管线21和管线22进入接触裂化反应器1。重油在裂化反应器内与接触剂发生接触裂化反应后，产生的油气通过管线10进入后续分离系统，待生剂通过管线5进入流化床第一再生器2。在流化床第一再生器2内，待生剂上的焦炭与来自管线6的含氧气体发生不完全燃烧反应，生成的烟气I从管线8引出进入COS脱除装置14，当第一再生器内含氧气体是氧和氮气时，脱硫后的烟气I通过管线16进入单元15的CO燃烧锅炉发生蒸汽，产生的CO₂气体可以通过管线23排出或进入流化床第一再生器2。当第一再生器内含氧气体是氧和CO₂时，脱硫后的烟气I即可以通过管线16进入单元15的CO燃烧锅炉发生蒸汽，也可以通过管线17进入变换单元18，将CO与水发生变换反应生成CO₂和H₂，将CO₂和H₂分离后分别从管线19和20引出，从19引出的CO₂可以进入第一再生器。从第一再生器产生的半再生剂通过管线7进入第二再生器3，半再生剂上的焦炭与来自管线11的含氧气体发生完全燃烧反应，生成的烟气II通过碱洗装置或硫转移剂达到排放标准后通过管线13可以直接排放大气，得到再生后的催化剂通过管线12引出第二再生器3。

下面用实施例来详细说明本发明，但是实施例并不因此而限制本发明的使用范围。

实施例所采用的接触剂为含10重量%氧化铝、80重量%高岭土的喷雾干燥后焙烧制得的接触剂，记为MFC-1。含90重量%氧化铝的喷雾干燥后焙烧制得的接触剂，记为MFC-2。5重量%累托土层柱粘土分子筛和5重量%ZSM-5分子筛，其余高岭土，经喷雾干燥制得的接触剂，记为MFC-3。5重量%SAPO分子筛和5重量%累托土层柱分子筛，其余高岭土，经喷雾干燥制得的接触剂，记为MFC-4。含10%丝光沸石分子筛，其余高岭土，经喷雾干燥制得的接触剂，记为MFC-5。所采用的含Y分子筛的催化裂化催化剂的商品牌号为CRC-1。

实施例1

将商品牌号为CRC-1的催化裂化催化剂与残炭值为15.10重量%、金属为50μg/g、硫含量为1.12%（质量）的重油在接触裂化反应器内发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度460℃、空速10h^-1，剂油比10，水油比0.1，所得含炭接触剂（待生剂）的焦炭含量为1.8重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器的密相床内气体线速度为0.25m/s，温度620℃，通入含氧12.3%（摩尔）、CO₂87.7%（摩尔）的气体，气体停留时间1.5秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于620℃。第一再生器中气固分离后得到含炭量0.61重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为1.20，COS占烟气I中总硫的95.3%（体积），烟气I进入COS脱除装置脱除硫后，烟气I经水煤气变换分离得到氢气和CO₂，氢气和CO₂分离后，CO₂部分返回第一再生器。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度701℃，与含氧体积分数21%的气体反应。再生器中气固分离后得到再生烟气II和完全再生剂，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置或硫转移剂达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.06重量%，返回接触裂化反应器。

实施例2

将MFC-5接触剂与残炭值为18.10重量%、金属为200μg/g、硫含量为1.12%（质量）的重油在接触裂化反应器内发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度500℃、空速20h^-1，剂油比7，水油比0.2，所得待生剂的焦炭含量为2.5重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器内密相床的气体线速度为0.12m/s，气化温度680℃，通入含氧20%（摩尔）、氮气80%（摩尔）的气体，气体停留时间5秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于650℃。第一再生器中气固分离后得到含炭量0.45重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为1.50，COS占烟气I中总硫的90.2%（体积），烟气I进入COS脱除装置脱除硫后进入CO燃烧锅炉发生蒸汽，产生的燃烧产物可以部分进入第一再生器。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度680℃，与含氧体积分数18%的气体反应。再生器中气固分离后得到再生烟气II和完全再生剂，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.02重量％，返回接触裂化反应器。

实施例3

将接触剂MFC-1与接触剂MFC-4按质量比1：1混合，与残炭值为35.0重量%、金属425μg/g、硫含量为3.12%（质量）的重油在接触裂化单元发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度520℃、空速50h^-1，剂油比20，水油比0.5，所得待生剂的焦炭含量为2.8重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器内密相床的气体线速度为0.4m/s，气化温度560℃，通入含氧30%（摩尔）、CO₂70%（摩尔）的气化剂，气体停留时间50秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于560℃。第一再生器中气固分离后得到含炭量为0.50重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为0.8，COS占烟气I中总硫的76.8%（体积），烟气I进入COS脱除装置脱除硫后，烟气I经水煤气变换分离得到氢气和CO₂，氢气和CO₂分离后，CO₂部分返回，部分CO₂可以捕集。

半再生剂返回接触裂化反应器。

实施例4

将接触剂MFC-2与残炭值为20.0重量%、金属含量为120μg/g、硫含量为3.12%（质量）的重油在接触裂化反应器内发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度550℃、空速80h^-1，剂油比28，水油比0.1，所得待生剂的焦炭含量为2.0重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器内密相床的气体线速度为0.6m/s，气化温度700℃，通入含氧15%（摩尔）、CO285%（摩尔）的气化剂，气体停留时间55秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于600℃。第一再生器中气固分离后得到含炭量1.0重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为3.0，COS占气化气中总硫的99.2%（体积），烟气进入COS脱除装置脱除硫后，烟气经水煤气变换分离得到氢气和CO₂，氢气和CO₂分离后，CO₂部分返回第一再生器。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度730℃，与含氧体积分数10%的气体反应。再生器中气固分离后得到再生烟气II和完全再生剂，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.02重量％，返回接触裂化反应器。

实施例5

将接触剂MFC-3，与残炭值为25.0重量%、金属含量为100.1μg/g、硫含量为3.12%（质量）的重油在接触裂化反应器发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度580℃、空速30h^-1，剂油比15，水油比0.3，所得待生剂的焦炭含量为4.2重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器密相床的气体线速度为0.32m/s，气化温度650℃，通入含氧10%（摩尔）、CO₂和N₂90%（摩尔）的气体，气体停留时间10秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于630℃。第一再生器气固分离后得到含炭量0.8重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为2.0，COS占烟气I中总硫的85.6%（体积），烟气I进入COS脱除装置脱除硫后进入CO燃烧锅炉发生蒸汽，产生的燃烧产物可以部分进入第一再生器。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度650℃，与含氧体积分数15%的气体反应。再生器中气固分离后得到再生烟气II和完全再生剂，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.05重量%，返回接触裂化单元。

实施例6

将接触剂MFC-1与残炭值为18.1重量%、金属含量为200μg/g、硫含量为3.12%（质量）的重油在接触裂化反应器内发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度530℃、空速60h^-1，剂油比2，水油比0.8，所得待生剂的焦炭含量为6.4重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器的密相床的气体线速度为0.51m/s，气化温度750℃，通入含氧5%（摩尔）、氮气95%（摩尔）的气体，气体停留时间22秒。采取外取热方式使流化床稀相段温度控制在低于625℃。第一再生器中气固分离后得到含炭量0.8重量%的半再生剂和烟气I，烟气I中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为1.7，COS占烟气I中总硫的98.7%（体积），烟气I进入COS脱除装置脱除硫后进入CO燃烧锅炉发生蒸汽，产生的燃烧产物可以部分进入第一再生器。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度600℃，与含氧体积分数38%的气体反应。再生器中气固分离后得到再生烟气II和完全再生剂，烟气II中的硫主要为SO_X，烟气II通过碱洗装置达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.05重量％，返回接触裂化单元。

对比例1

将接触剂MFC-2与残炭值为20.0重量%、金属含量为120μg/g、硫含量为3.12%（质量）的重油在接触裂化反应器内发生接触裂化反应，接触裂化反应的工艺条件为：裂化温度550℃、空速80h^-1，剂油比28，水油比0.1，所得待生剂的焦炭含量为2.0重量%。

待生剂经过汽提后进入第一再生器。第一再生器密相床的气体线速度为0.6m/s，气化温度700℃，通入含氧15%（摩尔）、CO₂85%（摩尔）的气体，气体停留时间55秒。第一再生器的稀相段不采取外取热方式控温。第一再生器中气固分离后得到含炭量1.0重量%的半再生剂和气体产物，气体产物中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比为0.4，硫化物主要是SO_X。此时第一再生器稀相温度比气化前温升98℃，达到了780℃。

半再生剂送入第二再生器，第二再生器中反应温度730℃，与含氧体积分数10%的空气反应。再生器中气固分离后得到再生烟气和再生剂，烟气中的硫主要为SO_X，烟气通过碱洗装置达到排放标准后外排，完全再生剂的焦炭含量为0.04重量%，返回接触裂化反应器。

将实施例4与对比例1相比，可以看出，实施例4通过采取本发明所提供的方法，避免了CO、H₂的尾燃，气化产物中（CO+H₂）/CO₂的摩尔比高达3.5，大大高于对比例1，气化产物中的硫主要为COS，利于回收和利用。而对比例1的第一再生器内则发生了尾燃，反应器内大幅温升，（CO+H₂）/CO₂的摩尔很低，烟气中主要是SO_X。

Claims (12)

1.一种劣质重油的加工方法，该方法包括：

(1)重油进入接触裂化反应器，在接触剂的存在下进行接触裂化反应，所得产物包括干气、液化气、汽油馏分、柴油馏分、蜡油馏分和带炭接触剂，所述的带炭接触剂进入第一再生器；

(2)在第一再生器内，使带炭接触剂上的炭和含氧气体发生不完全燃烧反应，得到半再生接触剂和烟气I，其中烟气I中的硫主要以羰基硫形式存在，所述烟气I进入羰基硫脱除装置，脱硫后的烟气I进入CO燃烧锅炉发生蒸汽或进入变换单元制氢气；第一再生器为流化床再生器，其密相床的温度为550～800℃，密相床的线速度0.05～0.6m/s，稀相段的温度低于680℃，所述含氧气体中氧气摩尔分数为10％～30％，其余为二氧化碳和/或氮气，气体停留时间0.5～60秒；

(3)步骤(2)所得的半再生接触剂在第二再生器，在有氧气存在的条件下，接触剂上残留炭发生完全燃烧，得到完全再生接触剂和烟气II，烟气II中的硫以SO_X形式存在，完全再生接触剂返回步骤(1)接触裂化反应器，第二再生器中的再生温度为600～750℃，通入气体为含氧10体积％～50体积％的气体。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于所述重油的残炭在5重量％～40重量％，金属含量在1～1000μg/g。

3.按照权利要求1的方法，其特征在于所述步骤(1)中的接触裂化反应器的工艺条件为：反应温度450～650℃，重时空速1～100h^-1，接触剂与重油的质量比为1～30：1，水蒸气与重油的质量比为0.05～1：1。

4.按照权利要求1的方法，其特征在于步骤(1)中所述接触剂为含分子筛的催化剂和/或不含分子筛的硅铝材料催化剂。

5.按照权利要求4的方法，其特征在于所述含分子筛的催化剂为选自含X分子筛、Y分子筛、丝光沸石、ZSM-5、层柱粘土分子筛、SAPO中的一种或几种分子筛的催化剂。

6.按照权利要求4的方法，其特征在于所述不含分子筛的硅铝材料催化剂是指以无定型硅铝、白土、高岭土、蒙脱石、累托石、伊利石、绿泥石、拟薄水铝石、二氧化硅中的一种或几种的混合物为原料制备的催化剂。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述密相床的温度为600～750℃。

8.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的步骤(2)的烟气I中(CO+H₂)/CO₂的摩尔比为0.5～3，烟气I中的羰基硫占烟气I中总硫的体积分数为50％～99.9％。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述步骤(1)得到的带炭接触剂含炭量在0.5重量％～7.0重量％。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于所述步骤(2)中半再生接触剂的含炭量在0.3重量％～1.0重量％。

11.按照权利要求1的方法，其特征在于所述羰基硫脱除装置是将羰基硫转化为H₂S后，进一步回收硫磺，或者是吸收羰基硫并回收羰基硫。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤(2)得到的半再生接触剂全部或部分返回步骤(1)接触裂化单元。