CN107812543B - 一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统及方法，该方法包括催化剂再生和活化两个操作步骤。催化剂再生过程包括，采用一定比例氮气和氧气的混合气对催化剂进行再生，再生步骤完成之后，再用一定比例氮气和氢气的混合气对催化剂进行活化。采用本发明所提供的系统及方法，可以有效控制再生反应温度，保证反应器内催化剂再生及活化工况操作稳定无飞温；同时再生气可以循环利用，能耗低，且催化剂的再生效果好，再生效率高，可有效延长催化剂使用寿命，降低催化剂投资费用；此外，再生烟气处理后的废液可达标排放或回收利用。

Description

一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统及方法

技术领域

本发明涉及一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统及方法，属于石化环保技术领域。

背景技术

FCC汽油吸附脱硫技术是一种生产车用清洁汽油的技术，该技术采用吸附的方法，通过汽油与吸附剂的充分接触，将汽油中的硫醇、二硫化物、硫醚和噻吩类硫化物吸附至吸附剂上，以实现汽油深度脱硫的目的。

现阶段，随着车用汽油质量不断升级换代，在汽油超深度脱硫，即生成清洁汽油的吸附脱硫领域，以中国石化引进买断的美国康菲公司开发的S-Zorb吸附脱硫工艺技术为主，该工艺采用流化床反应器，使脱硫吸附催化剂颗粒在反应器、再生系统和还原器中循环，实现了催化裂化汽油的连续脱硫和催化剂的连续再生。但在流化床工艺中，由于吸附剂颗粒与反应器壁碰撞严重，而含氧化锌的吸附剂强度较低，因而吸附剂损耗严重，运行成本较高。

中国专利CN102380311A公开了一种汽油吸附脱硫再生烟气处理方法，并具体公开了对S-Zorb工艺吸附剂吸附饱和后的焙烧再生技术方案，其将再生烟气引入硫磺系统Claus尾气加氢单元，再生烟气中的SO₂体积含量最高达到5.4％，由于S-Zorb工艺吸附剂吸附硫容量低，为了实现连续化生产，采用流化床工艺，吸附剂连续再生，再生频繁，操作成本高。

中国专利CN102899083A和CN103666559A分别公开了一种全馏分FCC汽油超深度脱硫组合方法，该方法更多公布的是脱硫反应的反应温度、反应压力、空速和催化剂等特征，对催化剂吸附饱和的再生系统及再生方法均没有涉及。

因此，开发出一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统及方法已成为本领域亟需解决的技术问题。

发明内容

为了解决上述的缺点和不足，本发明的目的在于提供一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法。

本发明的目的还在于提供一种用于实现上述一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法的系统。

为达到上述目的，一方面，本发明提供一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法，该方法包括以下步骤：

a、将再生气进行换热、升温后，再将其送入吸附脱硫反应器中，以对反应器内的汽油超深度吸附脱硫催化剂进行再生处理，得到再生烟气；

b、将再生烟气进行换热、冷却后，再依次对其进行碱洗、水洗及除水处理，得到经碱洗、水洗及除水处理后的再生烟气；将该经碱洗、水洗及除水处理后的再生烟气送回步骤a中以进行循环再生处理，直至再生处理所得到的再生烟气中检测不到SO₂为止，得到经再生处理后的催化剂；

c、将活化气进行换热、升温后，再将其送入吸附脱硫反应器中，以对反应器内经再生处理后的汽油超深度吸附脱硫催化剂进行活化处理，处理结束后，回收活化气；

d、将步骤c中所回收的活化气进行换热、冷却后，对其进行除水处理，得到经除水处理后的活化气；再将该经除水处理后的活化气送回步骤c中以进行循环活化处理，直至活化处理所回收的活化气中检测不到水为止，得到经再生活化处理的汽油超深度吸附脱硫催化剂。

根据本发明所述的方法，步骤a中对再生气进行换热、升温的目的均是为了将再生气的温度升至每段再生处理所对应的再生温度以进行再生处理，其中，升温可以通过加热炉燃料气控制阀来控制。

根据本发明所述的方法，步骤c中对活化气进行换热、升温的目的均是为了将活化气的温度升至每段活化处理所对应的活化温度以进行活化处理，其中，升温可以通过加热炉燃料气控制阀来控制。

根据本发明所述的方法，优选地，所述再生气为N₂和O₂的混合气体，其中，O₂的含量<5mol％；

更优选地，所述O₂的空速不高于80NL H₂/L催化剂·小时。

根据本发明所述的方法，优选地，所述再生处理的温度不超过500℃，再生压力为0.15-0.4MPaG，再生处理时间为70-120h；

更优选地，所述再生处理的温度为300-500℃，再生压力为0.2-0.3MpaG；

根据本发明所述的方法，步骤b中所述碱洗的目的是为了除去再生烟气中所含有的SO₂。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤b所述碱洗处理过程中所用的碱液包括浓度为10-15wt％的NaOH水溶液。

根据本发明所述的方法，步骤b中所述水洗的目的是洗去循环再生烟气中所夹带的碱液，以免碱液对后续设备造成不利影响。

根据本发明所述的方法，优选地，所述活化气为N₂和H₂的混合气体，其中，H₂的体积百分含量<50％；

更优选地，所述H₂的空速为360-1000NL H₂/L催化剂·小时。

根据本发明所述的方法，优选地，所述活化处理的温度不超过420℃，活化处理的压力为0.15-0.4MPaG，活化处理的时间为24-48h；

更优选地，所述活化处理的温度为250-420℃，所述活化处理的压力为0.15-0.2MPaG；

此外，因再生活化过程是由表及里的过程(随着温度升高由催化剂表面渗透入催化剂里面进行反应)，其中，再生处理中的每一阶段的反应程度可通过检查其生成的SO₂量来判断，而活化处理的每一阶段的反应程度可以通过出水量来判断。因此，本发明对每段再生处理及每段活化处理的时间均不作具体要求，只要保证再生处理时间为70-120h，活化处理的时间为24-48h即可。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤b还包括通过空气氧化处理回收利用碱洗后所得废碱液的操作。

根据本发明所述的方法，优选地，步骤b还包括通过空气氧化处理回收利用碱洗后所得废碱液的操作。在本发明具体的实施方式中，该操作可以按照以下具体步骤进行：将从碱洗塔回收的废碱液送入氧化塔，再通过空气鼓风机向氧化塔中鼓入空气，使得废碱液在氧化塔中被氧化后达标排放或回收利用。

在本发明一具体实施方式中，上述全馏分FCC汽油固定床超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法可以按照以下具体步骤进行：

所述再生气N₂和O₂经过活化气/再生气压缩机1升压后进入活化/再生换热器2；该再生气通过活化再生换热器2换热后，进入活化气/再生气加热炉3继续升温，然后将其送入吸附脱硫反应器4中，对吸附硫容饱和的超深度吸附脱硫催化剂进行再生，对催化剂进行再生后得到再生烟气，该再生烟气进入活化/再生换热器2换热冷却，然后进入活化气/再生气水冷器5进一步冷却；冷却后的再生烟气进入碱洗塔6进行碱洗，碱洗后再生烟气进入水洗塔7进行水洗，水洗后进入聚结器8以除去再生烟气中的游离水分，再将从聚结器出来的再生烟气送入活化气/再生气压缩机，升压后进入活化/再生换热器2，如此循环，直至检测到催化剂再生所生成的SO₂气体除尽。

所述的碱洗塔碱液为10-15wt％NaOH碱液，再生气碱洗生成的废碱液用废碱液泵送入废碱液罐，再将废碱液泵送入氧化塔以生成副产Na₂SO₄产品外送。碱洗塔为两段碱洗，所述的氧化塔11气源为空气，空气通过空气鼓风机16送入氧化塔。

所述的再生气N₂和O₂中，O₂的含量<5mol％，所述的吸附脱硫反应器内再生温度最高不超过500℃。

再生后的催化剂为氧化态，要保持催化活性需将其活化为还原态，再生完成后关闭氧气源，持续通氮气置换，直到检测系统中无氧气含量为止，然后通入活化气对吸附脱硫反应器中经再生处理后的催化剂进行活化，该活化过程包括如下具体步骤：

再生完成后对吸附脱硫反应器中经再生处理后的催化剂进行活化，活化气为N₂和H₂的混合气体，该活化气经活化气/再生气压缩机升压后进入活化/再生换热器2。

所述的活化气通过活化再生换热器换热后，进入活化气/再生气加热炉3继续升温，然后将其送入吸附脱硫反应器4，对吸附硫容饱和的催化剂(已进行再生处理)进行活化，活化气在吸附脱硫反应器中对催化剂进行活化后，进入活化/再生换热器进行换热冷却，然后进入活化气/再生气水冷器5进一步冷却；冷却后的活化气直接进入聚结器8以除去游离水分，从聚结器出来的活化气进入活化气/再生气压缩机升压后进入活化/再生换热器，如此循环，直到检测到聚结器不再出水，说明活化反应完成。

所述的活化气N₂和H₂中，H₂的含量依据活化温度控制在0-50v％，所述的吸附脱硫反应器内活化温度最高不超过420℃。

另一方面，本发明还提供了一种用于实现上述汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法的系统，该系统包括：

压缩机(活化气/再生气压缩机)1、换热器(活化/再生换热器)2、加热炉(活化气/再生气加热炉)3、吸附脱硫反应器4、水冷器(活化气/再生气水冷器)5、碱洗塔6、水洗塔7、聚结器8、碱液罐9、废碱液罐10、第一循环泵(碱液/废碱液泵)12、第三循环泵(碱液循环泵)14及第四循环泵(水循环泵)15；

所述压缩机1通过管路经由换热器2、加热炉3与所述吸附脱硫反应器4的气体入口相连，该吸附脱硫反应器4的气体出口通过管路经由换热器2、水冷器5及三通阀门与所述碱洗塔6的气体入口相连，该碱洗塔6的气体出口通过管路经由水洗塔7与所述聚结器8的气体入口相连，该聚结器8的气体出口通过管路与所述压缩机1相连；

所述碱液罐9通过管路经由第一循环泵12与所述碱洗塔6的液体入口相连，且该碱洗塔6的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵14的进出口相连；

所述碱洗塔6的液体出口还通过管路与废碱液罐10的入口相连；

所述水洗塔7的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第四循环泵15的进出口相连。

根据本发明所述的系统，优选地，所述碱洗塔6为两段式碱洗塔，该碱洗塔6上段的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵14的进出口相连；

该碱洗塔6下段的液体出口及液体入口通过管路分别与第二循环泵(稀碱液循环泵)13的进出口相连。

根据本发明所述的系统，优选地，该系统还包括一氧化塔11，所述废碱液罐10的出口通过管路经由第一循环泵12与该氧化塔11的液体入口相连，该氧化塔11的气体入口通过管路与鼓风机16相连。

根据本发明所述的系统，优选地，所述氧化塔11的液体出口通过管路经由第五循环泵(废碱液循环泵)17与该氧化塔11的液体入口相连。该氧化塔11的液体出口通过管路经由第五循环泵(废碱液循环泵)17与该氧化塔11的液体入口相连可实现将废碱液不断进行循环氧化处理的目的。

根据本发明所述的系统，优选地，所述吸附脱硫反应器4为固定床反应器。根据原料处理量可以选择一台或多台反应器串联操作。

根据本发明所述的系统，所述的吸附脱硫反应器4为固定床反应器，1台器内再生备用，根据原料的处理量可以选择1台或多台反应器串联操作。其中，1台器内再生是指反应器正常反应是一开一备或者二开一备，当其中一台反应器吸附硫容饱和后切换出来再生，这里的“器内再生”指的是催化剂再生时不用从反应器中移出来再生，切换出的反应器直接通入再生气进行再生。

根据本发明所述的系统，在本发明具体的实施方式中，当需要对催化剂进行活化时，仅需通过改变三通阀门的流向，以使与水冷器(活化气/再生气水冷器)5出口相连的管路直接与所述聚结器8的气体入口相连，即可以使得本发明的系统处于活化状态；当该系统处于活化状态时，其包括：

压缩机(活化气/再生气压缩机)1、换热器(活化/再生换热器)2、加热炉(活化气/再生气加热炉)3、吸附脱硫反应器4、水冷器(活化气/再生气水冷器)5、聚结器8；

所述压缩机1通过管路经由换热器2、加热炉3与所述吸附脱硫反应器4的气体入口相连，该吸附脱硫反应器4的气体出口通过管路经由换热器2、水冷器5及三通阀门与所述聚结器8的气体入口相连，该聚结器8的气体出口通过管路与所述压缩机1相连。

采用本发明所提供的系统及方法，可以有效控制再生反应温度，保证反应器内催化剂再生及活化工况操作稳定无飞温；同时再生气可以循环利用，能耗低，且催化剂的再生效果好，再生效率高，可有效延长催化剂使用寿命，降低催化剂投资费用；此外，再生烟气处理后的废液可达标排放或回收利用。

附图说明

图1为本发明实施例1提供的全馏分FCC汽油固定床超深度吸附脱硫催化剂再生系统的流程示意图；

图2为本发明实施例1提供的全馏分FCC汽油固定床超深度吸附脱硫催化剂活化系统的流程示意图。

主要附图标号说明：

1、压缩机(活化气/再生气压缩机)；2、换热器(活化/再生换热器)；3、加热炉(活化气/再生气加热炉)；4、吸附脱硫反应器；5、水冷器(活化气/再生气水冷器)；6、碱洗塔；7、水洗塔；8、聚结器；9、碱液罐；10、废碱液罐；11、氧化塔；12、第一循环泵(碱液/废碱液泵)；13、第二循环泵(稀碱液循环泵)；14、第三循环泵(碱液循环泵)；15、第四循环泵(水循环泵)；16、鼓风机(空气鼓风机)；17、第五循环泵(废碱液循环泵)。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现结合以下具体实施例及说明书附图对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

实施例1

本实施例提供了一种全馏分FCC汽油固定床超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统，该系统的流程示意图如图1所示，从图中可以看出，该系统包括：

压缩机(活化气/再生气压缩机)1、换热器(活化/再生换热器)2、加热炉(活化气/再生气加热炉)3、吸附脱硫反应器4、水冷器(活化气/再生气水冷器)5、碱洗塔6、水洗塔7、聚结器8、碱液罐9、废碱液罐10、氧化塔11、第一循环泵(碱液/废碱液泵)12、第三循环泵(碱液循环泵)14、第四循环泵(水循环泵)15及鼓风机(空气鼓风机)16；

所述压缩机1通过管路经由换热器2、加热炉3与所述吸附脱硫反应器4的气体入口相连，该吸附脱硫反应器4的气体出口通过管路经由换热器2及水冷器5与所述碱洗塔6的气体入口相连，该碱洗塔6的气体出口通过管路经由水洗塔7与所述聚结器8的气体入口相连，该聚结器8的气体出口通过管路与所述压缩机1相连；

所述碱液罐9通过管路经由第一循环泵12与所述碱洗塔6的液体入口相连，且该碱洗塔6的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵14的进、出口相连；

所述碱洗塔6的液体出口通过管路与废碱液罐10的入口相连，该废碱液罐10的出口通过管路经由第一循环泵12与所述氧化塔11的液体入口相连，该氧化塔11的气体入口通过管路与鼓风机16相连；

所述水洗塔7的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第四循环泵15的进出口相连。

所述碱洗塔6为两段式碱洗塔，该碱洗塔6上段的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵14的进出口相连；

该碱洗塔6下段的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第二循环泵(稀碱液循环泵)13的进出口相连。

所述氧化塔11的液体出口通过管路经由第五循环泵(废碱液循环泵)17与该氧化塔11的液体入口相连。

所述吸附脱硫反应器4为固定床反应器。

当需要对催化剂进行活化时，仅需通过改变三通阀门的流向，以使与水冷器(活化气/再生气水冷器)5出口相连的管路直接与所述聚结器8的气体入口相连，即可以使得本发明的系统处于活化状态；当该系统处于活化状态(图2所示)时，其包括：

压缩机(活化气/再生气压缩机)1、换热器(活化/再生换热器)2、加热炉(活化气/再生气加热炉)3、吸附脱硫反应器4、水冷器(活化气/再生气水冷器)5、聚结器8；

所述压缩机1通过管路经由换热器2、加热炉3与所述吸附脱硫反应器4的气体入口相连，该吸附脱硫反应器4的气体出口通过管路经由换热器2、水冷器5及三通阀门与所述聚结器8的气体入口相连，该聚结器8的气体出口通过管路与所述压缩机1相连。

实施例2

本实施例提供了一种全馏分FCC汽油固定床超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法，其是使用实施例1提供的系统实现的，该方法包括以下步骤：

再生方法如下步骤：

压力为0.45MPaG的仪表空气和0.35MPaG的氮气通过调节比例来控制N₂和O₂的含量，再生初期，随着再生反应的进行，催化剂硫容降低，此时可逐步增大O₂含量。但由于反应放热，为防止再生飞温，需控制O₂含量不高于5％mol，仪表空气和氮气进入活化气/再生气压缩机1，活化气/再生气压缩机的出口压力为0.6MPaG，升压后再生气自压下进入活化/再生换热器2进行内部换热，再生系统稳定后内部换热(再生初期可通过活化气/再生气加热炉逐步提温)，初步换热后的再生气送入活化气/再生气加热炉3升温，根据再生情况，控制活化气/再生气加热炉3出口温度不高于500℃，再生气进入吸附脱硫反应器4对吸附硫容饱和的催化剂进行再生，再生时，吸附脱硫反应器再生操作温度：300-500℃，再生操作压力：0.15-0.4MPaG；再生反应为放热反应，可以通过控制通入的仪表空气流量，也可通过控制活化气/再生气加热炉的燃料气压力来防止催化剂再生时吸附脱硫反应器飞温。

所述再生过程的具体步骤如下：320℃以下为烧焦阶段，初期升温至320℃，恒温过程中不断从活化气/再生气压缩机入口的配风管中缓慢通入仪表空气净化风，最终使再生气中氧含量达到0.3mol％，若系统中氧含量超过0.3mol％以上，则在聚结器出口放空，同时补氮气直至氧含量小于0.3mol％为止，控制风量使得床层温升不大于50℃，当循环气中氧含量达到0.3mol％并稳定且床层基本无温升时，可以认为320℃烧硫结束。根据放热情况缓慢升温至400℃，通过补氮或聚结器出放空等手段控制系统氧含量，当循环气中氧含量达0.6mol％并稳定，且床层基本无温升时，可以认为400℃烧硫结束，然后根据放热情况以一定升温速度升温至480℃，通过补氮或聚结器出放空等手段控制系统氧含量，当循环气中氧含量达1.5mol％并稳定，床层无温升时，且经检测尾气(进碱洗塔前)中的SO₂浓度低于10ppm时，可以认为480℃烧硫结束。再生后期高温烧硫结束后缓慢降温至250℃，待吸附脱硫反应器入口温度降至250℃时恒温并逐渐将待再生反应器入口氧含量提高到3.0mol％，循环4小时以检查烧硫彻底程度，若无温升时，说明烧硫彻底，再生结束。

再生处理结束后，得到再生烟气，再生烟气中主要含有SO₂气体，将再生烟气返回活化/再生换热器2进行内部换热冷却，再生系统稳定后内部换热可冷却至150℃，初步冷却后的再生气送往活化气/再生气水冷器5进行冷却，冷却至50℃，冷却后的再生气送入碱洗塔6进行碱洗以吸收再生烟气中的SO₂，10-15wt％NaOH碱液自碱液罐9通过碱液/废碱液泵12送入碱洗塔6，碱洗塔分为两段碱洗，碱液通过碱液/废碱液泵先送入上段碱洗，通过碱液循环泵14循环碱洗，下段稀碱液通过稀碱液循环泵13循环碱洗，碱洗后废液通过稀碱液循环泵送入废碱罐10暂存，废碱液通过碱液/废碱液泵送入氧化塔11进行氧化，氧化塔通过空气鼓风机16鼓入空气，氧化后的废碱液副产Na₂SO₄盐溶液，可直接外销；由于再生系统间歇操作，碱液输送和废碱液输送共用一台碱液/废碱液泵，节省投资；

碱洗脱除SO₂后的再生气中会夹带少量碱液，为保护后续系统不被碱液腐蚀，再将碱洗后的再生气从碱洗塔送入水洗塔7进行水洗以洗去再生烟气所挟带的少量碱液，水洗塔通过水循环泵15循环水洗，水洗后再生气送入聚结器8以除去少量的游离水分，再将从聚结器出来的再生烟气送入活化气/再生气压缩机1，升压后进入活化/再生换热器2，如此循环，通过再生气的循环利用，只需补入少量的仪表空气和氮气就可维持再生反应的平衡，分析检测到反应器出口气相中无SO₂气体时，表明催化剂再生完成，此时，停止通入仪表空气，通入氮气置换直到检查系统不含O₂，此时系统切入催化剂活化流程。

活化方法如下步骤：

再生完成且系统置换不含O₂后，系统切入活化气，活化气(N₂和H₂)通过活化气/再生气压缩机1，活化气/再生气压缩机1的出口压力为0.6MPaG，升压后活化气自压下进入活化/再生换热器2进行换热，活化系统稳定后内部可换热(活化初期可通过活化气/再生气加热炉逐步提温)，活化生成水，通过聚结器出水量判断活化反应初始温度为200-250℃，初步换热后的活化气送入活化气/再生气加热炉3升温，根据活化情况，控制活化气/再生气加热炉3出口温度不高于400℃，活化气进入吸附脱硫反应器4对再生后的催化剂进行活化，活化时，吸附脱硫反应器活化操作温度：250-400℃，活化操作压力：0.15-0.4MPaG，氢气空速为360-1000NL H₂/L催化剂·小时，活化反应为放热反应，可以通过控制通入的氢气流量，也可以通过控制活化气/再生气加热炉的燃料气压力来防止催化剂活化时吸附脱硫反应器飞温，活化反应时，随着反应温度和氢气溶度的提高，反应逐步由催化剂表面渗透到催化剂内部活化，当一定温度下即使提高氢气浓度，聚结器也不再出水时，说明这一阶段反应已达饱和，可逐步提高温度和氢气浓度使氢气渗透到催化剂内部反应活化，直到活化温度为400℃时聚结器不再出水，则活化反应结束。

所述活化过程的具体步骤如下，以20-30℃/h的升温速度将吸附脱硫反应器床层温度升至200℃恒温干燥2小时，然后关闭氮气管线阀门，开启氢气管线阀门，升温至250℃时向系统内补充氢气，补充氢气量按体积百分含量10％-15％左右，氮氢混合气循环正常后，通过调节活化气/再生气加热炉F-201升温，根据放热情况以一定温升速度将反应器床层温度升至340℃恒温活化4小时，根据床层温升及聚结器底部收集水量情况逐渐增加循环气中氢气体积百分含量至15％-20％，然后稳定升温至380℃恒温活化4小时，根据床层温升及聚结器底部收集水量情况逐渐增加循环气中氢气体积百分含量至20％-25％，继续稳定升温至400℃恒温活化6小时，温度稳定后，温度稳定后增加氢气浓度至体积百分含量至25％-30％。过程中氢气浓度逐渐增大，通过控制氢气浓度防止催化剂床层飞温，催化吸附剂活化结束后，以30℃/h速度降温至低于200℃。

催化剂活化生成少量水，生成水汽随着活化气返回活化/再生换热器2内部换热冷却，活化反应稳定后换热可冷却至150℃，再将初步冷却后的活化气送往活化气/再生气水冷器5进行冷却，冷却至50℃后进入聚结器，活化生成水在聚结器中截留，活化气再回到活化气/再生气压缩机升压后进入活化/再生换热器，如此循环(通过活化气的循环利用，只需补入少量的氢气和氮气就可维持活化反应的平衡)，直到检测到聚结器不再有水分聚结时，说明活化反应完成，此时，停止通入氢气，通入氮气置换直到检查系统不含氢气为止。

采用本实施所提供的方法，以山东地区某炼厂40万吨/年汽油超深度脱硫项目为例，再生工况结果如下表1所示：

表1

单台固定床反应器催化剂装填量30t，再生处理时，反应稳步温升10-30℃/h，至450℃时温度稳定，床层温升稳定控制在10℃内，系统运行平稳，从表1中可以看出，再生周期为100天左右，催化剂可再生数十次，其使用寿命达3年以上。平均单次吸附硫容量可达12％，再生工况处理时间(包括再生后的催化剂活化)70-120小时，与目前汽油深度脱硫领域的S-Zorb工艺相比，本发明所提供的再生系统无需连续运行，大大节省运行成本，且再生时间短，催化剂再生效果好，可有效延长催化剂使用寿命；

此外，从表1中还可以看出，废碱处理前后，其COD测量值由46000mg/L显著下降到200mg/L，这表明再生烟气处理后的废液能完全达标排放。

Claims (11)

1.一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化方法，其包括以下步骤：

a、将再生气进行换热、升温后，再将其送入吸附脱硫反应器中，以对反应器内的汽油超深度吸附脱硫催化剂进行再生处理，得到再生烟气；

b、将再生烟气进行换热、冷却后，再依次对其进行碱洗、水洗及除水处理，得到经碱洗、水洗及除水处理后的再生烟气；将该经碱洗、水洗及除水处理后的再生烟气送回步骤a中以进行循环再生处理，直至再生处理所得到的再生烟气中检测不到SO₂为止，得到经再生处理后的催化剂；

c、将活化气进行换热、升温后，再将其送入吸附脱硫反应器中，以对反应器内经再生处理后的汽油超深度吸附脱硫催化剂进行活化处理，处理结束后，回收活化气；

d、将步骤c中所回收的活化气进行换热、冷却后，对其进行除水处理，得到经除水处理后的活化气；再将该经除水处理后的活化气送回步骤c中以进行循环活化处理，直至活化处理所回收的活化气中检测不到水为止，得到经再生活化处理的汽油超深度吸附脱硫催化剂；

所述再生气为N₂和O₂的混合气体，其中，O₂的含量<5mol％；

所述再生处理的温度不超过500℃，再生压力为0.15-0.4MPaG，再生处理时间为70-120h；

所述活化气为N₂和H₂的混合气体，其中，H₂的体积百分含量<50％；

所述活化处理的温度不超过420℃，活化处理的压力为0.15-0.4MPaG，活化处理的时间为24-48h。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述再生处理的温度为300-500℃，再生压力为0.2-0.3MPaG。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b所述碱洗处理过程中所用的碱液包括浓度为10-15wt％的NaOH水溶液。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述H₂的空速为360-1000NL H₂/L催化剂·小时。

5.根据权利要求1或4所述的方法，其特征在于，所述活化处理的温度为250-420℃，活化处理的压力为0.15-0.2MPaG。

6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b还包括通过空气氧化处理回收利用碱洗后所得废碱液的操作。

7.一种汽油超深度吸附脱硫催化剂再生活化系统，其特征在于，该系统包括：

压缩机(1)、换热器(2)、加热炉(3)、吸附脱硫反应器(4)、水冷器(5)、碱洗塔(6)、水洗塔(7)、聚结器(8)、碱液罐(9)、废碱液罐(10)、第一循环泵(12)、第三循环泵(14)及第四循环泵(15)；

所述压缩机(1)通过管路经由换热器(2)、加热炉(3)与所述吸附脱硫反应器(4)的气体入口相连，该吸附脱硫反应器(4)的气体出口通过管路经由换热器(2)、水冷器(5)及三通阀门与所述碱洗塔(6)的气体入口相连，该碱洗塔(6)的气体出口通过管路经由水洗塔(7)与所述聚结器(8)的气体入口相连，该聚结器(8)的气体出口通过管路与所述压缩机(1)相连；

所述碱液罐(9)通过管路经由第一循环泵(12)与所述碱洗塔(6)的液体入口相连，且该碱洗塔(6)的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵(14)的进出口相连；

所述碱洗塔(6)的液体出口还通过管路与废碱液罐(10)的入口相连；

所述水洗塔(7)的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第四循环泵(15)的进出口相连。

8.根据权利要求7所述的系统，其特征在于，所述吸附脱硫反应器(4)为固定床反应器。

9.根据权利要求7所述的系统，其特征在于，所述碱洗塔(6)为两段式碱洗塔，该碱洗塔(6)上段的液体出口及液体入口通过管路分别与所述第三循环泵(14)的进出口相连；

该碱洗塔(6)下段的液体出口及液体入口通过管路分别与第二循环泵(13)的进出口相连。

10.根据权利要求7所述的系统，其特征在于，该系统还包括一氧化塔(11)，所述废碱液罐(10)的出口通过管路经由第一循环泵(12)与该氧化塔(11)的液体入口相连，该氧化塔(11)的气体入口通过管路与鼓风机(16)相连。

11.根据权利要求10所述的系统，其特征在于，所述氧化塔(11)的液体出口通过管路经由第五循环泵(17)与该氧化塔(11)的液体入口相连。

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