CN104593053B

CN104593053B - 一种吸附脱硫反应装置和一种吸附脱硫方法

Info

Publication number: CN104593053B
Application number: CN201310528628.4A
Authority: CN
Inventors: 朱丙田; 侯栓弟; 张久顺; 武雪峰; 毛安国; 张哲民; 田志鸿; 张同旺; 宋宁宁; 刘凌涛; 赵俊杰
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: 2013-10-31
Filing date: 2013-10-31
Publication date: 2017-01-11
Anticipated expiration: 2033-10-31
Also published as: CN104593053A

Abstract

本发明提供了一种吸附脱硫反应装置及其应用，该装置中的流化床反应器包括顶部密封的反应器主体、旋流式气固分离器和导气管，旋流式气固分离器的直筒区的上部沿切向设置有至少两个导向进风通道，导向进风通道的轮廓线为螺旋曲线。本发明进一步提供了一种吸附脱硫方法。所述吸附脱硫反应装置能有效降低反应器沉降空间中催化剂细粉的悬浮浓度，并及时将反应过程中产生的催化剂细粉移出反应系统，避免催化剂细粉在流化床反应器中的累积，使反应装置能稳定长周期运转，获得良好且稳定的反应效果。所述旋流式气固分离器对催化剂颗粒的磨损小，用作吸附脱硫的反应器时，能明显降低催化剂的消耗量，降低装置的运行成本。

Description

一种吸附脱硫反应装置和一种吸附脱硫方法

技术领域

本发明涉及一种吸附脱硫反应装置，本发明还涉及一种吸附脱硫方法。

背景技术

随着世界各国对环保要求的不断提高，汽油硫含量的指标正日趋严格。这就对汽油脱硫技术提出了更高的要求。从反应器结构来分，目前汽油脱硫技术主要有固定床脱硫和流化床脱硫两种方法。

固定床脱硫有加氢精制和吸附脱硫两种方法，前者会因加氢过程中汽油烯烃和芳烃的饱和，造成汽油辛烷值损失，尤其是烯烃含量高的汽油深度脱硫会使汽油辛烷值损失更大；后者存在催化剂失活问题，需要催化剂频繁再生。

流化床脱硫的典型代表是美国康菲公司开发的S-Zorb工艺，该工艺是一种反应吸附脱硫工艺，将流化床反应器和连续再生技术相结合，解决了固定床催化剂的失活问题。相对于固定床吸附脱硫，流化床脱硫具有固体颗粒和气体的混合均匀、不会造成局部飞温的优点。

现有的S-Zorb吸附脱硫技术采用流化吸附反应器，反应产物通过反应器顶部设置的粉尘过滤器离开反应器，固体颗粒则通过设置在反应器上部床层料面下方的排料管引出反应器，进入再生器和还原器中进行再生和还原。但是，在流化吸附反应器中，催化剂中细粉及颗粒长期磨损产生的细粉被扬析到流化床的沉降空间长期悬浮，使得悬浮颗粒没有机会返回到流化床密相床层，也不能排出反应器，长期下来则影响着装置的稳定运行。

为消除流化床反应器中催化剂床层上部稀相空间颗粒长期悬浮及气固分离问题，传统流化床反应器在顶部设置旋风分离器来回收固体颗粒。但一般旋风分离器要求进入旋风分离器的气速在15-25m/s的范围内，高入口气速固然有利于提高气固效率，但会增加颗粒的磨损。而汽油吸附脱硫所用催化剂机械强度较低，如果在流化吸附反应器中设置传统的旋风分离器，则因入口气速较大，会加剧催化剂颗粒的磨损，进而大大提高装置的运行成本。

因此，需要提供一种新的吸附脱硫反应装置，该反应装置不仅能够实现吸附脱硫，而且能够将流化床反应器中形成的催化剂细粉及时移出反应体系，减少流化床反应器沉降区中悬浮的催化剂颗粒的量，同时不会加剧催化剂颗粒的磨损，实现装置的稳定、长周期运转。

发明内容

针对现有的吸附脱硫流化床反应装置存在的催化剂细粉在流化床反应器的沉降空间长期悬浮，影响装置运行稳定性的技术问题，本发明提供了一种吸附脱硫反应装置，该吸附脱硫反应装置能够及时将催化剂细粉移出反应体系，减少流化床反应器沉降区中悬浮的催化剂颗粒的量，并且不会加剧催化剂颗粒的磨损，实现装置的稳定、长周期运转。

本发明提供了一种吸附脱硫反应装置，该装置包括流化床反应器、细粉收集器、再生器和还原器，所述流化床反应器用于将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂接触，并输出油剂混合物；所述细粉收集器用于分离出所述油剂混合物中的催化剂细粉；所述再生器用于将失活的催化剂再生；所述还原器用于将再生的催化剂还原后循环送入所述流化床反应器中；

其中，所述流化床反应器包括密封的反应器主体、至少一个旋流式气固分离器和导气管；

所述反应器主体的内部空间自下而上包括反应区和沉降区；

所述旋流式气固分离器的主体为顶部密封的中空结构，其内部空间自上而下包括直筒区和锥体区，所述旋流式气固分离器的主体设置在所述沉降区中，所述旋流式气固分离器的出料口位于所述锥体区的底部并向下延伸至所述反应区中，所述导气管的进气口位于所述直筒区中，所述导气管的出气口位于所述流化床反应器的外部，所述直筒区的上部沿切向设置有至少两个导向进风通道，所述导向进风通道的轮廓线为螺旋曲线。

本发明还提供了一种吸附脱硫方法，该方法在本发明提供的吸附脱硫反应装置中进行，包括：将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂在所述流化床反应器的反应区中接触，以脱除所述含硫烃原料中的至少部分硫元素；将流化床反应器输出的油剂混合物在细粉收集器中进行分离，得到油气产物和回收的催化剂细粉；将至少部分回收的催化剂细粉循环送入所述反应区中；将失活催化剂送入所述再生器中进行再生，得到再生催化剂；将所述再生催化剂送入所述还原器中还原后循环送入所述流化床反应器的反应区中。

根据本发明的流化床反应装置能够有效降低流化床反应器的沉降空间中催化剂细粉的悬浮浓度，并及时将反应过程中产生的催化剂细粉移出反应系统，避免催化剂细粉在流化床反应器中的累积，使得反应装置能够稳定长周期运转，从而获得良好且稳定的反应效果。

并且，本发明的吸附脱硫反应装置中使用的旋流式气固分离器对催化剂颗粒的磨损小，能够明显降低催化剂的消耗量，从而降低装置的运行成本。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。

图1用于说明本发明的吸附脱硫反应装置的一种实施方式。

图2用于说明根据本发明的反应装置中使用的旋流式气固分离器。

图3用于说明根据本发明的反应装置中使用的旋流式气固分离器的导向进风通道。

图4用于说明本发明的反应装置中使用的旋流式气固分离器的一种优选实施方式。

图5为图4所述的优选实施方式的俯视图。

图6用于说明本发明的流化床反应器中的内构件。

图7用于说明本发明的流化床反应器中内构件的一种优选的实施方式。

附图标记说明

1：反应器主体 11：反应区

12：沉降区 13：直筒段

14：扩径段 2：旋流式气固分离器

21：直筒区 22：锥体区

23：导向进风通道 3：导流罩

4：导气管 5：物料输入管

6：催化剂输入管 7：待生催化剂输出管

8：内构件 81：固定板

82：挡板 811：外环板

812：隔板 9：流化床反应器

10：细粉收集器 101：主体结构

102：过滤器 103：油气出口

104：回收催化剂输送管道 105：催化剂输送支管

210：第一旋流式气固分离器 211：直筒区

212：锥体区 213：导向进风通道

214：出料口 210：一级旋流分离器

220：第二旋流式气固分离器 221：直筒区

222：锥体区 223：导向进风通道

224：出料口

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明中，如未特别说明，术语“上”和“下”以进料的流动方向为基准。

本发明提供了一种吸附脱硫反应装置，如图1所示，该装置包括流化床反应器9、细粉收集器10、再生器（未示出）和还原器（未示出）。

如图1所示，该流化床反应器包括密封的反应器主体1、至少一个旋流式气固分离器2和导气管4。

如图1所示，反应器主体1的内部空间自下而上包括反应区11和沉降区12，旋流式气固分离器2的主体设置在沉降区12中。

本发明中，所述反应区是指用于将反应物与催化剂接触反应的空间，所述沉降区是指用于容纳来自于反应区的油剂混合物，并使油剂混合物中的粒度较大的催化剂颗粒沉降并返回反应区的空间。

反应区11可以为直筒型反应区，也可以为变径反应区，优选为变径反应区，更优选为变径圆柱形反应区。在反应区11为变径反应区时，如图1所示，反应区11优选包括直筒段13和扩径段14。扩径段14的外轮廓线与水平面的夹角α可以为常规选择。一般地，扩径段14的外轮廓线与水平面的夹角α可以为30～75°，优选为35～60°。

可以在所述反应区内设置本领域常用的各种用于强化气固两相接触的内构件。

沉降区12的形状可以为本领域的常规选择，以能够实现使粒度较大的催化剂颗粒沉降并返回反应区11为准。一般地，沉降区12为圆筒形。

反应区11与沉降区12的横截面面积之比可以为常规选择。反应区11的横截面面积为A₁₁，沉降区12的横截面面积为A₁₂，一般地，A₁₂/A₁₁可以为1.2～6，优选为1.5～4。在反应区11为变径反应区时，A₁₁是指反应区中的直筒段的横截面面积。

如图1所示，所述流化床反应器还设置有物料输入管5和催化剂输入管6。物料输入管5位于流化床反应器的底部，用于将进料（即，待处理物料）送入流化床反应器的反应区11中与催化剂接触反应。物料输入管5一般与设置在反应区11内底部的物料分布器（未示出）相连，以使进料均匀进入反应区中。催化剂输入管6一般设置在反应区的下部侧壁上，用于将催化剂送入反应区11中，其另一端一般与催化剂再生还原单元连通。

如图1所示，反应区11的上部侧壁上设置有待生催化剂输出管7，用于将待生催化剂送入催化剂再生还原单元中进行再生和还原。待生催化剂输出管7位于催化剂床层的料面之下，以便于输送待生催化剂。

如图1所示，旋流式气固分离器2的主体设置在沉降区12中，用于将来自于沉降区12的油剂混合物中的油气混合物分离出来，并将分离出的油气混合物送出流化床反应器，同时分离出的催化剂颗粒沿旋流式气固分离器的出料口返回反应区11中。

如图2所示，旋流式气固分离器2的主体为顶部密封的中空结构，其内部空间自上而下包括直筒区21和锥体区22。

如图1和2所示，导气管4的进气口位于直筒区21中，导气管4的管体密封穿过旋流式气固分离器2的顶部和流化床反应器的顶部，以使出气口位于流化床反应器的外部，用于将旋流式气固分离器2分离出的油气混合物送出流化床反应器。

如图2所示，旋流式气固分离器的直筒区21与锥体区22相连。直筒区21和锥体区22的横截面为圆形。直筒区21的高度H₂₁与锥体区22的高度H₂₂的比值H₂₁/H₂₂可以为0.4～1.5。在兼顾旋流式气固分离器的体积的条件下，从进一步提高分离分选效果，降低粗细粉夹带程度的角度出发，直筒区21的高度H₂₁与锥体区22的高度H₂₂的比值H₂₁/H₂₂优选为0.5～1，更优选为0.5～0.8。

如图2和3所示，直筒区21的上部沿切向设置有至少两个导向进风通道23，沉降区12内的油剂混合物通过该导向进风通道23进入旋流式气固分离器的直筒区21中进行分选分离。通过设置至少两个导向进风通道23有利于在直筒区21中形成均匀稳定的气流，提高分离分选效率。导向进风通道23的数量优选为3～8。优选地，导向进风通道在直筒区的圆周方向上为均匀设置。

如图3所示，导向进风通道23的轮廓线为螺旋曲线，也就是，导向进风通道23的轮廓线为以导向进风通道23与直筒区21相接的端口为起始位置，该端口沿螺旋曲线运动形成的轨迹。将导向进风通道23的轮廓线设计为螺旋曲线能够借助于流动过程中产生的离心作用，对物流进行预分离，使物流中的质量相对大的固体颗粒更靠近通道的内壁，从而提高分离效率。并且，将导向进风通道23设计为螺旋曲线还能够有效地避免流体流动的湍流扰动，更重要的是，能够避免物料中的固体颗粒冲刷碰撞通道内壁，一方面降低内壁的冲蚀程度，另一方面降低固体颗粒的反弹和返混，减轻固体颗粒的磨损以及破碎程度。

导向进风通道23可以为水平设置，也可以为与水平面之间存在一定的夹角。优选导向进风通道23为与水平面之间存在一定的夹角。具体地，如图4所示，由导向进风通道23的入口端上的一点与在导向进风通道23与直筒区21相接的端口上与该点相对应的点确定的直线与水平面的夹角θ可以为0～45°，优选为5～30°。

导向进风通道23的入口的面积为A₂₃₁，导向进风通道23与直筒区21相接的端口的面积为A₂₃₂，A₂₃₁/A₂₃₂可以为1～5。在本发明的一种优选的实施方式中，导向进风通道23的轮廓线为对数螺旋曲线，也就是，导向进风通道23从入口端到直筒区21，其横截面积为逐渐变小。更优选地，A₂₃₁/A₂₃₂为1.2～2.5。

可以采用常用的各种方法将导向进风通道23的轮廓线加工成螺旋曲线，本文不再详述。

在一种优选的实施方式中，还可以设置与导向进风通道的入口端密封连接的缩径通道（未示出），沿进料在该缩径通道中的流动方向，该缩径通道的横截面面积逐渐减小。通过在导向进风通道的入口端设置缩径通道，能够提高进入导向进风通道的物流的速度。该缩径通道的入口端的横截面面积与其出口端（即，与导向进风通道相接的端口）的横截面面积之比可以为1.1～2，优选为1.2～1.5。

导向进风通道23设置在直筒区21的上部，优选导向进风通道23的上缘与直筒区21的顶部平齐。

导向进风通道23的横截面可以为各种适宜的形状，如圆形或方形。

所述旋流式气固分离器的数量可以为一个或两个以上，分离器的数量可以根据反应器的处理量进行适当的选择，以能够将反应过程中产生的油剂混合物及时分离并将分离出的油气产物送出反应器为准。在本发明的一种优选的实施方式中，如图4和图5所示，旋流式气固分离器2包括第一旋流式气固分离器210和第二旋流式气固分离器220，第二旋流式气固分离器220设置在第一旋流式气固分离器210的主体内，导气管4进气口位于第二旋流式气固分离器220的直筒区221中。将两个旋流式气固分离器嵌套使用能够进一步提高分离分选效率。

根据该优选的实施方式，导气管4的内径（为内直径）为D₄，导气管4的下沿至第二旋流式气固分离器220的导向进风通道223的下沿的距离为H₁，H₁/D₄一般为0～3，优选为0.2～1.5，更优选为0.4～1。根据该优选的实施方式，第二旋流式气固分离器220的顶部至第一旋流式气固分离器210的顶部距离以能够使得第二旋流式气固分离器220的导向进风通道223的入口处的流体处于旋流阶段，以使流体沿旋流方向进入第二旋流式气固分离器220的分离区域。一般地，第二旋流式气固分离器220的顶部至第一旋流式气固分离器210的顶部的距离为H₂，导气管4的内径为D₄，H₂/D₄=0～10。

根据该优选的实施方式，第二旋流式气固分离器220的出料口224延伸至第一旋流式气固分离器210的出料口214中。出料口224在出料口214中的延伸长度以确保不会造成第一旋流式气固分离器210内的气体倒串入第二旋流式气固分离器220的出料口224中为准。一般地，第二旋流式气固分离器220的出料口224在第一旋流式气固分离器210的出料口214中的延伸长度为L₂₂₄，第一旋流式气固分离器210的出料口214的长度为L₂₁₄，L₂₂₄/L₂₁₄可以为0.4～1，优选为0.5～0.8。

根据本发明的另一种优选的实施方式，还可以在至少一个旋流式气固分离器的直筒区中设置导流罩。所述导流罩为筒形，其上端与旋流式气固分离器的顶部相连，下端为敞口结构，一方面能够引导进入直筒区的物流沿直筒区的内壁向下运动，另一方面能够引导由旋流式气固分离器分离出的旋流向上运动，并通过导气管离开流化床反应器的内部空间。

所述导流罩的高度不大于直筒区的高度。一般地，导流罩的高度与直筒区的高度的比值可以为0.4～1，优选为0.6～0.9。

所述导流罩的内径应大于旋流式气固分离器内产生的内旋流（即，分离出的物流形成的旋流）的直径，从而避免内旋流与外旋流（即，进入旋流式气固分离器的物流形成的旋流）相互干扰。一般地，直筒区的内径与导流罩的内径的比值可以为1：0.4～0.8，优选为1：0.5～0.75。

在所述旋流式气固分离器包括前文所述的嵌套的第一旋流式气固分离器和第二旋流式气固分离器时，如图4所示，可以仅在第一旋流式气固分离器210的直筒区211中设置导流罩3。此时，导流罩3设置在第一旋流式气固分离器210的直筒区211中，且导流罩3的外壁与第一旋流式气固分离器210的内壁之间存在空间，导流罩3的内壁与第二旋流式气固分离器220的外壁之间存在空间。一般地，导流罩3的内径为D₃，第一旋流式气固分离器210的直筒区211的内径为D₂₁₁，第二旋流式气固分离器220的直筒区221的内径为D₂₂₁，D₂₁₁：D₃：D₂₂₁可以为1.25～2.5：1：0.4～0.8，优选为1.3～2：1：0.4～0.6。导流罩3的高度为H₃，第一旋流式气固分离器210的直筒区211的高度为H₂₁₁，第二旋流式气固分离器220的直筒区221的高度为H₂₂₁，H₂₁₁：H₃：H₂₂₁可以为1～2.5：1：0.4～1，优选为1～2：1：0.5～0.8。

所述流化床反应器中，用于接收来自于沉降区的物流的导向进风通道的入口端的总面积为A^t ₂₃，所述沉降区的水平截面的面积为A₁₂，所述导气管的径向截面的面积为A₄，A^t ₂₃：A₁₂：A₄优选为0.01～0.4：1：0.01～0.04，更优选为0.05～0.2：1：0.02～0.25。这样能够将进入旋流式气固分离器中的气速控制在合理范围内，可进一步降低分离过程中催化剂颗粒发生破碎的几率，同时还能够获得良好的分离效果。具体地，在将该流化床反应器用作吸附脱硫的反应器时，在含硫烃原料的表观线速为0.1～0.6m/s的条件下，来自于所述沉降区的油剂混合物在所述导向进风通道的入口端的入口线速度一般为1～8m/s。

“用于接收来自于沉降区的物流的导向进风通道的总面积”是指使来自于沉降区的物流进入旋流式分离器的导向进风通道的入口端的面积之和。例如，在所述旋流式气固分离器包括前文所述的第一旋流式气固分离器和第二旋流式气固分离器时，用于接收来自于沉降区的物流的导向进风通道是指第一旋流式气固分离器上的全部导向进风通道的入口端的面积之和。

在本发明的一种优选的实施方式中，如图1所示，所述流化床反应器还包括至少一个内构件8，内构件8设置在反应区11和沉降区12的交界处，用于阻挡催化剂床层中被扬起的催化剂颗粒进入沉降区，进一步降低沉降区中催化剂细颗粒的悬浮量。

如图6所示，内构件8可以包括固定板81以及多个挡板82，挡板82的两端分别与固定板81固定连接，固定板81沿反应器主体1的纵向设置且与反应器主体1固定连接，固定板81的外壁优选与反应器主体的内壁相接，挡板82沿反应器主体1的横向设置且相对于水平面为倾斜设置，相邻挡板之间为间隔设置。这样反应区中生成的油剂混合物能够通过内构件8进入沉降区12中，而催化剂床层中被扬起的催化剂颗粒则可以由于内构件8中挡板82的阻挡作用返回催化剂床层中，进一步减少沉降区12中的催化剂细粉的悬浮量。

多个挡板间隔设置，一方面使反应区中生成的油剂混合物通过，另一方面阻挡催化剂床层中扬起的催化剂颗粒进入沉降区。优选地，所述挡板相对于水平面的倾斜角度使得挡板的上沿在水平面上的投影与相邻挡板的下沿在水平面上的投影重合，这样能够更好的阻挡催化剂床层中扬起的催化剂颗粒进入沉降区中。

固定板用于将多个挡板形成为一个整体并固定在反应器主体中，可以为各种能够实现上述功能的构件。例如：如图6所示，固定板81可以为一个环形板，挡板82的两端与该环形板的内壁固定连接。在一种优选的实施方式中，如图7所示，固定板包括外环板811和相互垂直设置的两个隔板812，隔板812设置在外环板811围成的空间中且两端分别与外环板811的内壁固定连接，挡板82的两端分别与外环板811的内壁和隔板812固定连接。通过在外环板中设置隔板将外环板的内部空间分成四个区域，优选均匀分成四个区域，将挡板分别设置在这四个区域中，能够缩短挡板的长度，提高内构件阻挡被扬起的催化剂颗粒的能力。

由于内构件设置在反应区与沉降区之间，而旋流式气固分离器的出料口需要延伸至反应区中，因此在内构件上与旋流式气固分离器的出料口相应的位置处开设有供旋流式气固分离器的出料口通过的孔（未示出）。

如图1所示，细粉收集器10的物料入口与流化床反应器9的导气管4连通，用于分离出所述油气混合物中夹带的催化剂细粉，并将仍然能够满足使用要求的催化剂循环送入流化床反应器9中。细粉收集器10可以为常用的各种能够从油气混合物中分离出催化剂细粉的装置。具体地，细粉收集器10可以包括为中空结构的主体结构101，该主体结构101的内部空间由上至下包括直筒区和锥体区，在直筒区的上部（优选顶部）设置有过滤器102，进入细粉收集器10的油气混合物通过过滤器102将其中的催化剂细粉分离出来，得到的油气产物通过设置在主体结构101顶部的油气出口103送入后续的处理单元中，分离出的催化剂细粉则在重力作用下下落至锥体区中，并最终通过设置在锥体区底部的回收催化剂输送管道104输出。在回收的催化剂细粉仍然能够满足反应要求时，可以将至少部分回收的催化剂细粉通过回收催化剂输送支管105循环送入流化床反应器9的反应区中；在回收的催化剂细粉无法满足使用要求时，则送入催化剂细粉贮存装置中。

过滤器102可以为常用的各种能够从夹带有催化剂细粉的油气产物中分离出催化剂细粉的过滤器，如金属丝网过滤器或金属滤管过滤器。优选地，过滤器102还设置有自动反吹装置，这样通过定期开启自动反吹装置能够将沉积在过滤器102上的催化剂细粉吹落，防止过滤器被堵塞。

所述再生器用于将失活的催化剂再生；所述还原器用于将再生的催化剂还原后循环送入所述流化床反应器中。可以采用本领域的常规方式将所述再生器和催化剂还原器与流化床反应器的内部空间连通，从而将待生催化剂输送至再生器中进行再生，并将还原后的催化剂循环送入流化床反应器的反应区中。所述再生器和还原器可以为本领域的常规选择，本文不再详述。

本发明还提供了一种吸附脱硫方法，该方法在本发明提供的吸附脱硫反应装置中进行，包括：将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂在所述流化床反应器的反应区中接触，以脱除所述含硫烃原料中的至少部分硫元素；将流化床反应器输出的油剂混合物在颗粒收集器中进行分离，得到油气产物和回收的催化剂细粉；将至少部分催化剂细粉循环送入所述反应区中；将失活催化剂送入所述再生器中进行再生，得到再生催化剂；将所述再生催化剂送入所述还原器中还原后循环送入所述流化床反应器的反应区中。

所述吸附脱硫反应装置及其结构在前文已经进行了详细的描述，此处不再详述。

本发明对于所述含硫烃原料的种类没有特别限定，可以为本领域常见的各种需要进行吸附脱硫的含硫烃原料。优选地，所述含硫烃原料为直馏汽油、催化汽油和焦化汽油中的一种或多种。

所述具有吸附脱硫作用的催化剂可以为本领域常用的各种具有吸附脱硫作用的催化剂，优选为以氧化锌作为活性组分的具有吸附脱硫作用的催化剂。例如可以为CN1208124C和CN1331591C中公开的具有吸附脱硫作用的催化剂。

所述具有吸附脱硫作用的催化剂的粒度可以为常规选择，以能够实现流化为准。一般地，所述具有吸附脱硫作用的催化剂的粒度可以为20～150微米。本发明中，催化剂的粒度为体积平均粒度，采用激光粒度分析仪测定。

根据本发明的方法，所述含硫烃原料与所述具有吸附脱硫作用的催化剂的接触在含氢气的气氛中进行。可以将氢气与含硫烃原料一起从所述流化床反应器底部的进料口送入流化床反应器的反应区中。所述氢气的用量可以为本领域的常规选择。一般地，所述流化床反应器的进料中，氢气与含硫烃原料的摩尔比可以为0.1～2：1，优选为0.15～1.5：1，更优选为0.2～1：1。所述反应器内含硫烃原料的和氢气的表观气速可以为0.1～0.6m/s。

根据本发明的方法对于将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂接触的条件没有特别限定，可以在本领域的常规条件下进行，以能够将所述含硫烃原料中的硫元素脱除至满足要求为准。一般地，所述接触的温度可以为300～500℃，优选为320～480℃；以绝压计，所述流化床反应器内的压力可以为0.5～5MPa，优选为1.0～4.5MPa；所述含硫烃原料的重时空速可以为1～15h^-1，优选为2～12h^-1。

本发明对于将待生催化剂进行再生的方法没有特别限定，可以为本领域的常规选择，例如可以根据CN1323137C中公开的方法进行再生。具体地，可以将待生催化剂在含氧气氛中进行再生，所述再生的条件包括：温度可以为350～650℃；以绝压计，压力可以为240～1134kPa；含氧气体的表观线速度可以为0.2～1.5m/s。

本发明对于将再生催化剂进行还原的方法也没有特别限定，可以在本领域的常规条件下进行还原。一般地，可以通过使再生催化剂与含氢气的气体接触，从而将再生催化剂还原。所述还原的条件可以为常规选择。一般地，所述还原的条件包括：温度可以为300～550℃；以绝压计，压力可以为800～3000kPa；含氢气体的表观线速度可以为0.1～1.5m/s。所述氢气的用量以能将再生后的催化剂还原为准。

根据本发明的方法，在将再生催化剂送入催化剂还原器中进行还原之前，优选用氮气进行汽提，以脱除再生催化剂中夹带的氧气。所述汽提可以在再生催化剂接收器中进行。本发明对于所述汽提的条件没有特别限定，可以为本领域的常规选择，以能够脱除再生催化剂中夹带的氧气为准。

以下结合实施例详细说明本发明。

以下实施例如未特别说明，采用图1所示的吸附脱硫反应装置对含硫烃原料进行吸附脱硫。其中：流化床反应器的反应区自下而上包括直筒区和扩径区，直筒区的内径为60mm，扩径区的外轮廓线与水平面的夹角为45°，沉降区的内径为150mm，反应区的高度为2000mm，沉降区的高度为1000mm。

以下实施例和对比例中，如未特别说明，细粉收集器为金属滤管过滤器，其中，将2根不锈钢滤管平行安装在一圆柱形壳体中，从流化床反应器输出的油剂产物进入不锈钢滤管的壳程中，不锈钢滤管的内径为80mm，长度为400mm，管体上的通孔的平均孔径为5微米；壳体的内径为300mm。

以下实施例和对比例中，采用商购自Malvern公司的激光粒度分析仪测定粒度和平均粒度，其中，平均粒度为体积平均粒度。

以下实施例和对比例中，采用氮吸附静态容量法测定催化剂的比表面积和孔体积。

以下实施例和对比例中，采用压差法方法测定流化床反应器沉降区中稀相密度。

实施例1～4用于说明本发明。

实施例1

本实施例中，流化床反应器的结构如下。

（1）沉降区的上部设置有嵌套的第一旋流式气固分离器和第二旋流式气固分离器，第一旋流式气固分离器的顶部与第二旋流式气固分离器的顶部相接，其中，两个旋流式气固分离器的直筒区上沿切向各设置有4个导向进风通道，所述导向进风口在所述直筒区的圆周方向为均匀设置；

（2）导向进风通道的横截面为正方形且导向进风通道的轮廓线均为对数螺旋曲线，由所述导向进风通道入口端上的一点以及所述导向进风通道与所述直筒区相接的端口上与该点相对应的点确定的直线与水平面的夹角θ为30°；

导向进风通道的入口端的面积为A₂₃₁=200mm²，导向进风通道与所述直筒区相接的端口的面积为A₂₃₂，A₂₃₁/A₂₃₂=1.3；

直筒区的高度为H₂₁=400mm，锥体区的高度为H₂₂，H₂₁/H₂₂=0.7；

导气管的内径D₄=15mm，导气管的下沿至第二旋流式气固分离器的导向进风通道的下沿的距离为H₁，H₁/D₄=0.5；

第二旋流式气固分离器的出料口在第一旋流式气固分离器的出料口中的延伸长度为L₂₂₄，第一旋流式气固分离器的出料口的长度为L₂₁₄，L₂₂₄/L₂₁₄=0.7；

（3）在第一旋流式气固分离器的直筒区和第二旋流式气固分离器的直筒区之间设置有导流罩，导流罩的内径为D₃，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的内径为D₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的内径为D₂₂₁，D₂₁₁：D₃：D₂₂₁=1.4：1：0.5；所述导流罩的高度为H₃=250mm，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₂₁，H₂₁₁：H₃：H₂₂₁=1.9：1：0.5。

（4）第一旋流式气固分离器上的导向进风通道的入口端的总面积为A^t ₂₃，所述沉降区的水平截面的面积为A₁₂，所述导气管的径向截面的面积为A₄，A^t ₂₃：A₁₂：A₄优选为0.05：1：0.25。

（5）在反应区和沉降区之间设置有两个间隔设置的内构件（如图7所示），内构件的外环板与反应器主体的内壁相接，内构件的挡板与水平面的夹角为45°；两个内构件之间的距离为10mm，下面的内构件与催化剂床层表面的距离为100mm。

本实施例中，具体流程如下。

将氢气和含硫烃原料（为含硫汽油，性质在表2中列出）以0.2：1的摩尔比通过物料输入管5送入流化床反应器的反应区中（表观气速为0.38m/s），与具有吸附脱硫作用的催化剂（中石化南京催化剂厂生产的S Zorb催化剂，牌号为FCAS-R09，催化剂的性质在表1中列出）接触，以脱除含硫烃原料中的至少部分硫元素。其中，吸附脱硫条件包括：接触的温度为400℃，以绝压计，压力为2.6MPa，含硫烃原料的重时空速为4h^-1。

表1

表2

接触得到的油剂混合物通过沉降区进入旋流式气固分离器（在第一旋流式气固分离器的导向进风口的入口线速度为3m/s）中进行分离。从旋流式气固分离器分离出的夹带有催化剂细颗粒的油气混合物通过导气管进入细粉收集器中进行进一步的分离，得到油气产物和回收催化剂，回收的催化剂能够满足使用要求时循环送入反应区中，否则送入催化剂细粉储罐中；油气产物输出到后续分离系统。

待生催化剂在再生器中进行再生后，送入催化剂还原器中进行还原，还原后的催化剂重新进入流化床反应器的反应区中。其中，再生的条件包括：温度为510℃；以绝压计，压力为400kPa；含氧气体的表观线速度为0.45m/s；还原的条件包括：温度为400℃；以绝压计，压力为3MPa；含氢气体的表观线速度为0.4m/s。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）催化剂细粉储罐和流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表3中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.5重量%。500小时后催化剂细粉储罐中收集到2kg催化剂细粉。

表3

*：以作为烃原料的含硫汽油的抗爆指数为基准，其中，抗爆指数=(RON+MON)/2

实施例2

采用与实施例1相同的方法进行吸附脱硫，不同的是，在反应区和沉降区之间不设置内构件。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）催化剂细粉储罐和流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表4中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为5.9重量%。500小时后催化剂细粉储罐中收集到2.5kg催化剂细粉。

表4

对比例1

采用与实施例2相同的方法进行吸附脱硫，不同的是，反应器沉降区设置粉尘过滤器（该粉尘过滤器为金属滤管式过滤器）代替旋流式气固分离器，从流化床反应器输出的油气混合物直接输出。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表5中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.1重量%。并且，由于系统中细粉含量增加，反应器顶部的金属粉末滤管反吹间隔缩短，严重影响装置的运行。

表5

对比例2

采用与实施例1相同的方法进行吸附脱硫，不同的是，旋流式气固分离器的导向进料通道只有一个，横截面是方形的直筒，且横截面积为150mm²。沉降区中的油剂混合物以18m/s的速度进入导向进风通道。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表6中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为7重量%。500小时后催化剂细粉储罐中收集到6kg催化剂细粉。

表6

实施例3

采用与实施例1相同的方法进行吸附脱硫，不同的是：

由所述导向进风通道入口端上的一点以及所述导向进风通道与所述直筒区相接的端口上与该点相对应的点确定的直线与水平面的夹角为5°；

导向进风通道的入口端的面积为A₂₃₁=200mm²，导向进风通道与所述直筒区相接的端口的面积为A₂₃₂，A₂₃₁/A₂₃₂=2；

吸附脱硫条件包括：接触的温度为420℃，以绝压计，压力为4MPa，含硫烃原料以0.3m/s的速度进入反应器，沉降区中的油剂混合物以3.5m/s的速度进入导向进风通道。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）催化剂细粉储罐和流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表7中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为7.0重量%。500小时后催化剂细粉储罐中收集到2.1kg催化剂细粉。

表7

实施例4

采用与实施例1相同的方法进行吸附脱硫，不同之处如下。

由所述导向进风通道入口端上的一点以及所述导向进风通道与所述直筒区相接的端口上与该点相对应的点确定的直线与水平面的夹角为15°。

导向进风通道的入口端的面积为A₂₃₁=250mm²，导向进风通道与所述直筒区相接的端口的面积为A₂₃₂，A₂₃₁/A₂₃₂=1.5。

直筒区的高度为H₂₁=300mm，锥体区的高度为H₂₂，H₂₁/H₂₂=0.5。

导气管的内径为D₄=20mm，导气管的下沿至第二旋流式气固分离器的导向进风通道的下沿的距离为H₁，H₁/D₄=1。

第二旋流式气固分离器的出料口在第一旋流式气固分离器的出料口中的延伸长度为L₂₂₄，第一旋流式气固分离器的出料口的长度为L₂₁₄，L₂₂₄/L₂₁₄=0.5。

在第一旋流式气固分离器的直筒区和第二旋流式气固分离器的直筒区之间设置有导流罩，所述导流罩的外径为D₃，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的内径为D₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的外径为D₂₂₁，D₂₁₁：D₃：D₂₂₁=1.5：1：0.6；所述导流罩的高度为H₃，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₂₁，H₂₁₁：H₃：H₂₂₁=1：1：0.6。

第一旋流式气固分离器上的导向进风通道的入口端的总面积为A^t ₂₃，所述沉降区的水平截面的面积为A₁₂，所述导气管的径向截面的面积为A₄，A^t ₂₃：A₁₂：A₄优选为0.1：1：0.04。

沉降区中的油剂混合物以5m/s的速度进入导向进风通道。

吸附脱硫条件包括：接触的温度为380℃，以绝压计，压力为2MPa，含硫烃原料以0.3m/s的速度进入反应器。

连续进行500小时。反应过程中，监测以下指标：（1）得到的油气产物的组成；（2）催化剂细粉储罐和流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度；（3）流化床反应器沉降区中的稀相密度，结果在表8中列出。

反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.6重量%。500小时后催化剂细粉储罐中收集到2.3kg催化剂细粉。

表8

实施例1～4的结果可以看出，采用本发明的吸附脱硫反应装置进行吸附脱硫，可以有效地降低含硫烃原料中硫含量，达到脱硫的目的。

从实施例1和对比例1的结果可以看出，实施例1在连续运转过程中，沉降区中的稀相密度下且稳定，因此本发明的吸附脱硫反应装置能够有效地降低流化床反应器沉降空间的颗粒悬浮浓度，延长装置的连续运转周期。

将实施例1和对比例2进行比较可以看出，与对比例2相比，实施例1中的催化剂细粉储罐中的催化剂的平均粒度更大，说明与传统的旋风分离器相比，本发明的吸附脱硫反应装置中的旋流式气固分离器对催化剂颗粒的磨损小，能够降低催化剂的消耗量。

将实施例1与实施例2进行比较可以看出，通过在流化床反应器的沉降区和反应区之间设置内构件，能够进一步降低沉降区内的悬浮催化剂浓度。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims

1.一种吸附脱硫反应装置，该装置包括流化床反应器、细粉收集器、再生器和还原器，所述流化床反应器用于将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂接触，并输出油剂混合物；所述细粉收集器用于分离出所述油剂混合物中的催化剂细粉；所述再生器用于将失活的催化剂再生；所述还原器用于将再生的催化剂还原后循环送入所述流化床反应器中；

其特征在于，所述流化床反应器包括密封的反应器主体、至少一个旋流式气固分离器和导气管；

所述反应器主体的内部空间自下而上包括反应区和沉降区；

2.根据权利要求1所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述螺旋曲线为对数螺旋曲线。

3.根据权利要求1所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导向进风通道的数量为3～8个。

4.根据权利要求1～3中任意一项所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导向进风通道在所述直筒区的圆周方向上为均匀设置。

5.根据权利要求1～3中任意一项所述的吸附脱硫反应装置，其中，由所述导向进风通道入口端上的一点以及所述导向进风通道与所述直筒区相接的端口上与该点相对应的点确定的直线与水平面的夹角为0～45°。

6.根据权利要求1～3中任意一项所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导向进风通道的入口端的面积为A₂₃₁，所述导向进风通道与所述直筒区相接的端口的面积为A₂₃₂，A₂₃₁/A₂₃₂=1～5。

7.根据权利要求1所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述旋流式气固分离器包括第一旋流式气固分离器和第二旋流式气固分离器，所述第二旋流式气固分离器设置在所述第一旋流式气固分离器的主体内，所述导气管的进气口位于所述第二旋流式气固分离器的直筒区中。

8.根据权利要求7所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述第二旋流式气固分离器的出料口在所述第一旋流式气固分离器的出料口中的延伸长度为L₂₂₄，所述第一旋流式气固分离器的出料口的长度为L₂₁₄，L₂₂₄/L₂₁₄=0.4～1。

9.根据权利要求1或7所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导气管的内径为D₄，所述导气管的下沿至所述旋流式气固分离器的导向进风通道的下沿的距离为H₁，H₁/D₄=0～10。

10.根据权利要求1或7所述的吸附脱硫反应装置，其中，至少一个旋流式气固分离器的直筒区内设置有导流罩，所述导流罩为筒形，所述导流罩的上端与该旋流式气固分离器的顶部相接，所述导流罩的下端为敞口。

11.根据权利要求10所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导流罩设置在所述第一旋流式气固分离器的直筒区内，且所述导流罩的外壁与所述第一旋流式气固分离器的直筒区的内壁之间存在空间，所述导流罩的内壁与所述第二旋流式气固分离器的外壁之间存在空间。

12.根据权利要求10所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导流罩的内径为D₃，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的内径为D₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的内径为D₂₂₁，D₂₁₁：D₃：D₂₂₁=1.25～2.5：1：0.4～0.8。

13.根据权利要求10所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述导流罩的高度为H3，所述第一旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₁₁，所述第二旋流式气固分离器的直筒区的高度为H₂₂₁，H₂₁₁：H₃：H₂₂₁=1～2.5：1：0.4～1。

14.根据权利要求1～3和7中任意一项所述的吸附脱硫反应装置，其中，用于接收来自于沉降区的物流的导向进风通道的入口端的总面积为A^t ₂₃，所述沉降区的水平截面的面积为A₁₂，所述导气管的径向截面的面积为A₄，A^t ₂₃：A₁₂：A₄=0.01～0.4：1：0.01～0.4。

15.根据权利要求1所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述流化床反应器还包括至少一个内构件，所述内构件设置在所述反应区和所述沉降区的交界处，所述内构件包括固定板以及多个挡板，所述挡板的两端分别与所述固定板固定连接，所述固定板沿反应器主体的纵向设置且与反应器主体固定连接，所述挡板沿所述反应器主体的横向设置且相对于水平面为倾斜设置，相邻挡板为间隔设置，所述内构件的相应位置设置有供所述旋流式气固分离器的出料口通过的孔。

16.根据权利要求15所述的吸附脱硫反应装置，其中，所述挡板相对于水平面的倾斜角度使得挡板的上沿在水平面上的投影与相邻挡板的下沿在水平面上的投影重合。

17.根据权利要求15或16所述的吸附脱硫反应装置，所述固定板包括外环板和相互垂直设置的两个隔板，所述隔板设置在外环板围成的空间中且两端分别与所述外环板的内壁固定连接，所述挡板的两端分别与所述外环板的内壁和所述隔板固定连接。

18.一种吸附脱硫方法，该方法在权利要求1～17中任意一项所述的吸附脱硫反应装置中进行，包括：将含硫烃原料与具有吸附脱硫作用的催化剂在所述流化床反应器的反应区中接触，以脱除所述含硫烃原料中的至少部分硫元素；将流化床反应器输出的油剂混合物在细粉收集器中进行分离，得到油气产物和回收的催化剂细粉；将至少部分回收的催化剂细粉循环送入所述反应区中；将失活催化剂送入所述再生器中进行再生，得到再生催化剂；将所述再生催化剂送入所述还原器中还原后循环送入所述流化床反应器的反应区中。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，所述接触的温度为300～500℃；以绝压计，所述流化床反应器内的压力为0.5～5MPa；所述含硫烃原料的重时空速为1～15h^-1。

20.根据权利要求18或19所述的方法，其中，所述含硫烃原料为直馏汽油、催化汽油和焦化汽油中的一种或多种。