CN112322349B - 一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法和装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法和装置。本发明的技术方案包括将催化柴油物流经过加氢精制、分离杂质后进行选择转化反应，产生的混合芳烃经过分离依次分离出苯‑甲苯、二甲苯等轻质芳烃、C9A芳烃、C10A芳烃和塔底重质尾油；塔底重质尾油进入后选择饱和反应器，在低温低压条件下高选择性加氢饱和得到一个苯环的产物后，送回选择转化反应器。实现从催化柴油生产轻质芳烃的全馏分转化，具有苯‑甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环芳烃收率较高的技术效果。

Description

一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法和装置
技术领域
本发明涉及石油催化裂化领域中制备轻质芳烃的技术，具体涉及一种从催化柴油生产轻质芳烃的方法和装置。
背景技术
苯、甲苯和二甲苯等轻质芳烃是重要的基本有机化工原料，广泛应用于合成材料等领域，与国民经济发展及人们的衣食住行密切相关。目前我国芳烃市场需求增长迅速，供求严重不平衡。目前芳烃的来源主要有两条工艺路线：一是石脑油经过催化重整、芳烃抽提得到芳烃原料；二是将乙烯装置的副产品-裂解汽油经过加氢、芳烃抽提得到芳烃原料。
我国催化裂化(FCC)装置年加工量已接近2亿吨，催化柴油(LCO)的年生产量超过4000万吨。LCO的含硫量0.2～1.5wt％，十六烷值只有15～25，加工成车用柴油的技术经济性不佳。MIP和DCC工艺的LCO产品更加劣质化，十六烷值甚至低于20，加工难度更大。LCO的主要成分是C11 +烷基苯和稠环芳烃，虽然它们的沸点在柴油馏分，但由于含有大量稠环芳烃等原因，将其加工成柴油的经济性不佳，部分企业只能将其作为燃料油使用。随着柴油需求增长停滞，国VI标准在2019年实施，亟需开发高效转化技术，将催化柴油通过加氢裂化反应转化为轻质芳烃，通过炼化一体实现芳烃产业的降本增效。
当前国内外普遍采用的催化柴油改质手段是加氢精制、加氢改质和轻油型加氢裂化。催化柴油加氢精制是在中、低压的条件下，进行烯烃加氢饱和、脱硫、脱氮及芳烃部分饱和反应，可改善其颜色和安定性。但是对于加工劣质原料的催化装置得到的催化柴油，通过加氢精制还远不能满足产品对十六烷值的要求。加氢改质工艺，如UOP公司的Unicracking工艺(US5026472)，其目标产物是高十六烷值柴油。该工艺具有良好芳烃加氢饱和性能和开环选择性，芳烃转化深度很高，保证较大的十六烷值提高幅度和较高的柴油收率。轻油型加氢裂化则是将轻柴油组分经过精制后，剧烈饱和加氢，得到石脑油馏分的重整料或汽油馏分，此过程也存在原料转化为芳烃收率较低的问题。若石脑油馏分用于重整制芳烃原料，过度饱和后生成的环烷烃和链烷烃还要在重整装置中转化为芳烃，不是一条经济的路线。如CN101684415专利描述的轻油型加氢裂化方法，不直接产芳烃，重石脑油的芳潜最高只有57％。
文献CN1955262A描述了一种两段加氢裂化方法，其加氢裂化催化剂含Pt和/Pd贵金属及非贵金属，以及Y沸石和氧化铝，原料是催化柴油。但是，其石脑油产品的芳潜值最高只有76.8％，芳烃的纯度不高，达不到芳烃联合装置的要求。文献CN103897731A描述了一种催化裂化柴油和C10 +馏分油混合生产轻质芳烃的方法，通过加氢精制和加氢裂化，产品进行切割，大于195℃馏分用作清洁柴油调和组分，小于195℃馏分进芳烃装置生产轻质芳烃和清洁汽油调和组分，芳烃产品的收率相对不高。
已有的催化柴油转化技术中，重质尾油作为柴油组分外排或者部分循环回加氢精制反应器，未能有效地全部利用于增产轻质芳烃。
而且，金属硫化物型加氢精制催化剂上的加氢精制反应需要在高温高压的苛刻操作条件下进行，反应受热力学平衡限制，对稠环芳烃部分饱和反应的选择性不佳，LCO经过加氢精制后芳烃保留率低于90％。催化柴油生产轻质芳烃的重质尾油中稠环芳烃含量大于90％，硫氮含量都较低，循环回加氢精制反应器处理会带来过度饱和及芳烃损失问题。
发明内容
针对现有技术的问题，本发明人进行一系列研究发现，将催化柴油物流经过加氢精制、分离杂质后进行选择转化反应，产生的混合芳烃经过分离依次分离出苯-甲苯、二甲苯、含C9芳烃、C10芳烃物流和富含C10以上重芳烃的塔底重质尾油；其中塔底重质尾油进入后饱和反应器，在低温低压条件下高选择性加氢饱和得到一个苯环的产物后，再送往选择转化反应，从而实现从催化柴油生产轻质芳烃的全馏分转化，具有较好的轻芳烃收率。本发明所述的轻质芳烃是指碳数小于10的芳烃，包括C6芳烃，例如苯；C7芳烃，例如甲苯；C8芳烃，例如乙苯、二甲苯；C9芳烃，例如甲乙苯、丙苯、三甲苯；C10芳烃，例如四甲苯、二甲基乙基苯、二乙苯等。
本发明的目的之一是提供一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法。
本发明所述的从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法，包括以下步骤：
1)催化柴油进入第一反应区，在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，得到第一物流；所述第一反应区进行加氢精制反应；
2)所述第一物流脱除杂质后进入第二反应区，在临氢条件下与选择转化催化剂接触，得到第二物流；所述选择转化利用加氢裂化反应进行；
3)所述第二物流经分离后，得到包括C6～C8芳烃物流、含C9芳烃和C10芳烃物流、以及含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分；
4)所述第三物流进入后饱和反应区，在临氢条件下与选择饱和催化剂接触，得到第四物流；所述后选择饱和利用加氢饱和反应进行；
5)所述第四物流循环至所述第二反应区。
根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤1)，作为原料油的所述催化柴油在临氢条件下在第一反应区进行加氢精制：催化柴油物流和氢气与加氢精制催化剂接触，脱硫脱氮，并发生保留一个芳环的稠环芳烃的选择饱和反应。所述加氢精制可以按照本领域常规已知的任何方式和任何方法进行，只要将所述催化柴油实现脱硫脱氮，并将其中的稠环芳烃加氢饱和保留一个芳环即可，并没有特别的限定。催化柴油经过加氢精制后得到的第一物流，主要包含脱除了绝大部分硫氮杂质的精制催化柴油、含硫化氢和氨的气相。
优选地，将步骤1)加氢精制所得的第一物流进行杂质分离，分离其中包含的硫化氢和氨等杂质后再进入第二反应区。所述的杂质分离优选包括气液分离和硫化氢汽提，得到分离了硫化氢和氨等杂质的液相第一物流。更具体地可采用现有技术通常的分离技术，比如含气相注水洗氨的气液分离、液相汽提脱硫化氢等。
本发明的方法所述步骤1)中，作为原料油的催化柴油与氢气在第一反应区与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应。
所述的加氢精制反应为现有技术公知的催化柴油加氢精制技术。其加氢精制反应条件可采用现有技术中已知的催化柴油加氢精制的反应条件；其所述加氢精制催化剂可以采用现有技术中已有的任何类型的加氢精制催化剂，只要能实现步骤1)的催化柴油加氢精制目的即可。
本发明的方法，所述步骤1)第一反应区加氢精制反应条件优选为：
氢油体积比500～3000Nm3/m3，优选800～2000Nm3/m3，更优选1000～1500Nm3/m3；
反应器入口温度280-420℃，优选300～410℃，更优选310～390℃；
氢气分压力为5～10MPa，优选5～8MPa，更优选6～7MPa；
空速0.5～2.0小时-1，优选0.6～1.5小时-1，更优选0.8～1.2小时-1。
在本发明的方法中，步骤1)的加氢精制催化剂可优选为以下：
以重量份数计包括：a1)60～99.9份，优选65～99.9份，优选70～99.9份，更优选75～99.9份载体；和b1)加氢金属氧化物，其中加氢金属氧化物的重量份数为0.1～40份，优选0.1～35份，优选0.1～30份，更优选0.1～25份；基于所述载体和所述加氢金属氧化物的总重量份数；
以重量份数计，所述载体包括：60～100份的氧化铝；0～40份的氧化硅；基于所述氧化铝、所述氧化硅的总重量份数；
所述加氢金属选自由镍、钴、钼、钨和铁组成的组中的至少一种。所述加氢金属在负载后进行硫化。
本发明所述加氢精制催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如载体可通过本领域的挤条、滚球或油柱成型等方法制备；催化剂可通过载体成型然后浸渍金属的方法制备。
根据本发明的一个方面：本发明所述方法的步骤2)，对分离杂质后的第一物流在临氢条件下于第二反应区进行选择转化。所述选择转化利用加氢裂化反应将加氢精制后得到的第一物流选择转化为第二物流。步骤2)得到的第二物流，主要包含干气(包括甲烷和乙烷)、C3-C5轻烃、苯-甲苯馏分、二甲苯馏分、C9-C10馏分和重质尾油。步骤2)选择转化的其目的是在保留第一物流中重芳烃中多环芳烃的一个芳环的前提下发生裂解反应，有效控制饱和深度和开环位置，同时还能使得第一物流中的大分子非芳烃发生异构化及裂解；在经济氢耗下最大化生产轻质芳烃。本步骤的选择转化反应可以按照本领域常规已知的加氢反应的任何方式和任何方法进行，只要能将所述第一物流选择转化成所述的第二物流即可。
本发明的方法，所述步骤2)第二反应区的反应条件可采用现有技术中通常加氢裂化反应的反应条件。
在本发明中所述第二反应区的反应条件优选包括：
氢油体积比800～5000Nm3/m3，优选1000～4000Nm3/m3，更优选1500～3000Nm3/m3；
反应器入口温度280-450℃，优选300～430℃，更优选310～400℃
氢气分压力5～10MPa，优选5～9MPa，更优选6～8MPa；
空速0.5～2.0小时-1，优选0.6～1.5小时-1，更优选0.8～1.2小时-1。
所述步骤2)中的选择转化催化剂可以采用现有技术中已有的任何类型的加氢裂化催化剂，只要能实现上述步骤2)目的即可。
为了更好的实现本发明所述的第一物流向第二物流的转化，本发明所述的选择转化催化剂优选为本申请人的中国专利申请ZL201810153543.5中提供的催化剂。中国专利申请ZL201810153543.5的内容在此通过引用全文并入本文中。
优选的选择转化催化剂具体如下：
以重量份数计，所述选择转化催化剂包括：a2)5～80份固体酸沸石；b2)0.05～8份VIII族金属；c2)3～25份VIB族金属氧化物；d2)0.1～2份VIB族金属硫化物；e2)20～95份第一粘结剂；以上各组分的重量份数基于催化剂总重量份数。本发明所述选择转化催化剂除以上主要组分外还可以包括本领域催化剂常用的其他助剂，例如硅藻土、活性粘土等。用量可为通常用量。
所述固体酸沸石，优选丝光沸石、β沸石、ZSM沸石、EU-1沸石、SAPO沸石和Y沸石中的至少一种；
所述固体酸沸石优选晶粒直径小于500纳米，优选小于400纳米，更优选小于300纳米，更优选小于200纳米；
所述固体酸沸石优选硅铝分子比为10～500，优选10～200，更优选11～80，更优选20～60。
所述VIII族金属优选铂、钯、钴、镍和铱中的至少一种；
所述VIB族金属氧化物优选氧化钼和氧化钨中的至少一种；
所述VIB族金属硫化物优选硫化钼和硫化钨中的至少一种；
所述第一粘结剂优选氧化铝、氧化硅-氧化铝复合物、氧化钛-氧化铝复合物和氧化镁-氧化铝复合物中的至少一种。
本发明所述选择转化催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如载体可通过本领域的挤条、滚球或油柱成型等方法制备；催化剂可通过载体成型然后浸渍金属的方法制备。具体地，可以用包括以下步骤的方法制备：
所述固体酸沸石与第一粘合剂混合后，混捏、挤条、60～150℃烘干后在500～600℃空气气氛中焙烧3～6小时，即得所需的催化剂载体。以VIII族金属化合物和VIB族金属化合物配制复合金属水溶液，通过等体积浸渍方法浸渍催化剂载体，60～150℃烘干后在450～520℃空气气氛中焙烧1～4小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到400～500℃并保持2～24小时(预还原)，之后降温到300～380℃后，注入硫化剂硫化4～24小时，即可得到所需的加氢裂化催化剂。
根据本发明的一个方面：本发明所述的方法，其中步骤3)分离第二物流后得到的所述C6～C8芳烃物流至少包括苯、甲苯、二甲苯等馏分。
本发明所述的方法，所述步骤3)第二物流的分离优选包括对第二物流进行气液分离、精馏；更优选对精馏后得到的苯-甲苯馏分进行抽提分离。
具体地，所述第二物流经过气液分离，分离出干气外放，液相进行脱戊烷；脱戊烷分离出C3-C5的轻烃馏分外放，脱戊烷的塔底物流送入脱庚烷塔；脱庚烷塔分离出富含苯-甲苯馏分的物流，脱庚烷塔的塔底馏分送入二甲苯塔；二甲苯塔顶分离出混合二甲苯产品，脱二甲苯的塔底物流进行脱重芳烃；脱重芳烃分离出的碳九-碳十外送，塔底分离出的第三物流。所述的第三物流即含C10以上重芳烃的重质尾油。该重质尾油送入后选择饱和反应器。以上脱庚烷塔分离出富含苯-甲苯馏分的物流，这股物流优选经过抽提后分离出纯的苯-甲苯混合芳烃，抽提分离出的非芳烃外送。以上所述的气液分离和精馏都可采用现有技术中常用的抽提和精馏方法。本发明经所述选择转化得到的第二物流经分离后得到的第三物流中芳烃含量优选高于非芳烃含量；本发明第三物流更优选其中芳烃含量可达80wt％以上，最优选达到90wt％以上。
根据本发明的一个方面：本发明方法所述步骤4)，将步骤3)得到的含C10以上重芳烃的第三物流在后选择饱和反应区于临氢低温低压条件下进行高选择性的加氢饱和反应，从而得到一个苯环的产物，形成第四物流，即馏点大于210℃的馏分。所述加氢饱和可以按照本领域常规已知的任何方式和任何方法进行，只要能实现以上所述后饱和反应的效果即可。
本发明方法所述步骤4)的后饱和反应区的加氢饱和，优选液态加氢反应，简化流程，减少设备，节省能耗。反应条件可采用现有技术中通常加氢饱和反应的反应条件，优选为：
氢油体积比200～3000Nm3/m3，优选300～1500Nm3/m3，更优选300～1000Nm3/m3；
反应器入口温度100～300℃，优选120～280℃，更优选150～250℃；
氢气分压力1.0～4.0MPa，优选1.2～3.0MPa；
空速0.1～5.0小时-1，优选0.5～4.0小时-1，更优选0.6～2.0小时-1。
所述步骤4)中第三物流在后饱和反应区与后饱和催化剂接触进行加氢饱和反应，其所述后饱和催化剂可以采用现有技术中已有的加氢饱和催化剂，只要能实现上述步骤4)加氢饱和的目的即可，如中国专利CN103041832A所记载的芳烃加氢饱和催化剂。
本发明所述步骤4)的后选择饱和催化剂可优选为：
以重量份数计，所述后饱和催化剂包括：a3)10～90份无定型硅铝，氧化硅含量介于3-20wt％；b3)0.1～5.0份VIII族金属；c3)5～80份第二粘结剂；基于无定型硅铝、VIII族金属和第二粘结剂总重量份数；
所述VIII族金属选自由铂、钯、钴、镍和铱组成的组中的至少一种；
所述第二粘结剂选自氧化铝。
本发明所述后饱和催化剂可采用本领域的任何方法进行制备，例如载体可通过本领域的挤条、滚球或油柱成型等方法制备；催化剂可通过载体成型然后浸渍金属的方法制备。
本发明所述的催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法，其中作为原料油的催化柴油可以来自现有技术的催化裂化装置，其常压下初馏点介于160～210℃。对所述催化柴油的组成没有特别的限定，可源自不同产地原油的催化柴油，组成不尽相同。但作为举例，所述催化柴油主要含有烷烃、环烷烃、烯烃、含硫烃类、含氮烃类、C11 +烷基苯和稠环芳烃等组分。其中，C11 +烷基苯的含量范围为10～40wt％，稠环芳烃的含量范围为15～50wt％，硫的含量范围为200～15000wt ppm，氮的含量范围为100～1500wt ppm，其它为高沸点烷烃、环烷烃和烯烃。
本发明的目的之二是提供所述催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法的装置。
本发明所述的一种从催化柴油生产轻质芳烃的装置，包括：
第一反应区；其配置成接收所述催化柴油、以及排放第一物流；
第二反应区；其配置成接收所述第一物流、以及排放第二物流；
第一分离区；其配置成接收所述第二物流；排放包括所述C6～C8芳烃物流、含C9芳烃和C10芳烃的物流、以及含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分；
后饱和反应区；其配置成接收所述第三物流、以及排放第四物流；
第一管道；其配置成将所述第四物流循环至所述第二反应区。
具体地：
本发明所述的装置，其中第一反应区配置加氢精制装置，其加氢精制反应器为固定床反应系统。具体可采用现有技术中已有的固定床反应系统，更优选配置有循环氢系统的固定床反应系统。所述加氢精制反应器入口温度可在250-450℃。
本发明所述的装置，其中第二反应区配置进行选择转化的加氢裂化反应装置，其加氢裂化反应器为固定床反应系统。具体可采用现有技术中已有的固定床反应系统，更优选配置有循环氢系统的固定床反应系统。所述选择转化(加氢裂化)反应器入口温度可在280-450℃。
本发明所述的装置，其中后饱和反应区配置加氢饱和装置，其后饱和反应器为固定床反应系统；更优选为未配置循环氢系统的液态加氢固定床反应系统。具体可采用现有技术中已有的固定床反应系统。后饱和(加氢饱和)反应器的入口温度在100-300℃之间，反应氢分压在1.0-4.0MPa之间。
本发明所述的装置，其中第一分离区包括顺序联接的气液分离器、精馏塔，所述精馏塔优选包括顺序联接的脱戊烷塔(第一精馏塔)、脱庚烷塔(第二精馏塔)、脱二甲苯塔(第三精馏塔)和脱重芳烃塔(第四精馏塔)，用以顺序分离得到包括富含苯-甲苯馏分的物流、二甲苯物流、所述含C9芳烃和C10芳烃的物流、以及所述含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分。
进一步优选，所述第二物流经过气液分离器，分离出干气和液相物流，所述液相物流经脱戊烷塔分离出塔顶的C3-C5轻烃物流，塔底物流送入脱庚烷塔；脱庚烷塔顶分离出富含苯-甲苯馏分的物流，这股物流优选经过抽提装置后分离出纯的苯-甲苯混合芳烃，抽提分离出的非芳烃外送；脱庚烷塔底物流进入二甲苯塔直接分离出混合二甲苯产品；二甲苯塔塔底物流送入重芳烃塔，塔顶分离出的碳九-碳十外送，塔底分离出的所述第三物流送入后选择饱和反应器。所述的抽提和精馏都可采用现有技术中常用的抽提和精馏方法。所述的气液分离器、精馏塔及抽提装置也都可采用现有技术中通常的设备。
本发明所述的装置，其中第一反应区和第二反应区之间配置有第二分离区，用以分离所述第一物流中包括硫化物和/或氮化物在内的杂质。所述第二分离区配置成接收所述第一物流、以及排放气相、硫化氢和氨物流以及分离了杂质的第一物流。所述第二分离区的分离装置可采用现有技术中通常的分离装置，例如气液分离器(带气相注水洗氨)、汽提装置(如液相汽提脱硫化氢装置等汽提塔)等。
本发明的方法通过将催化裂化装置的催化柴油物流经过第一反应区加氢精制，将催化柴油物流中的杂质硫和氮进行脱除，而且使其中的稠环芳烃和多环芳烃发生选择性加氢饱和反应，加氢至只保留一个芳环的产物，如四氢萘、茚和多烷基苯等，然后该物流分离了杂质后送往第二反应区，发生选择转化的加氢裂化反应，产生富含苯、甲苯、二甲苯、C9芳烃、C10芳烃等轻质芳烃的物流，然后产物物流经过脱除苯之前的轻组分后，依次经过精馏塔分离出苯-甲苯、二甲苯、C9芳烃、C10芳烃和塔底重质尾油(主要含重芳烃)；塔底重质尾油物料进入后饱和反应器，在低温低压条件下，发生高选择性加氢饱和，得到保留一个芳环的产物，送往第二反应区进行选择转化的加氢裂化反应，实现从催化柴油生产轻质芳烃的全转化工艺，提高了轻质芳烃收率，减小了芳烃损失，降低氢耗。较好地解决了现有技术问题，用于增产芳烃产品取得了较好的技术效果。
本发明所述的技术方案中，经过第一反应区的加氢精制，催化柴油物流中稠环芳烃的饱和率大于50％，硫含量降低到100ppm以下，氮含量降低到15ppm以下，终馏点降低10℃以上；催化柴油物流依次经过第一反应区的加氢精制装置和第二反应区选择转化装置后，转化为碳十及以下单环芳烃，其转化率大于50％。经过后饱和反应器后物流的加氢饱和选择性高，芳烃保留率大于98％。
与现有技术相比，本发明的技术方案采用加氢精制-选择转化两段法工艺，双段双催化剂(加氢精制催化剂及选择转化催化剂)串联方案，包括加氢精制、选择转化及重质尾油后饱和过程。主要解决现有技术中存在的全馏分催化柴油不能完全转化，转化过程轻质芳烃收率不高的技术问题。催化柴油制轻质芳烃的重质尾油送入后处理反应器中，在缓和压力、温度条件下发生选择饱和反应。加氢饱和的选择性大幅提高到98％以上甚至更高，解决过度加氢饱和的问题；也有助于降低过度加氢生成的非芳进入选择转化反应器中发生的裂解耗氢反应。此方法提升了催化柴油制轻质芳烃整体工艺的技术经济指标，实现了催化柴油的全馏分转化。对比加氢精制-选择转化两段法催化柴油制轻质芳烃技术工艺，本发明的苯、甲苯、二甲苯及C9和C10等单环轻质芳烃的收率可至少提高2％以上，优选提高5％以上。
附图说明
图1为本发明从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法的工艺流程图，但本发明并不限于此。
附图标记说明：
1为原料油-催化柴油
2为第一反应区
3为第一反应区出口物流-第一物流
4为气液分离器
5为含硫化氢和氨的气相物流
6为气液分离后的液相物流
7为硫化氢汽提塔
8为含硫化氢的汽提物流
9为脱除硫化氢后的加氢精制催化柴油-分离杂质后的第一物流
10为选择转化反应器
11为选择转化反应产物-第二物流
12为第一分离区，包括气液分离器、脱戊烷塔、脱庚烷塔、二甲苯塔和重芳烃塔等精馏塔和苯-甲苯馏分抽提装置
13为第一分离区分离出的干气和C3-C5轻烃
14为第一分离区分离出的苯和甲苯
15为第一分离区分离出二甲苯
16为第一分离区分离出的C9、C10重芳烃
17为第一分离区分离出的重质尾油-第三物流
18为后选择饱和反应器
19为后饱和反应器出口物流-第四物流
20为第二分离区(虚线框内)
具体实施方式
下面结合具体附图及实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。
本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都通过引用并入本文。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。
当本说明书以词头“本领域技术人员公知”、“现有技术”或其类似用语来导出材料、物质、方法、步骤、装置或部件等时，该词头导出的对象涵盖本申请提出时本领域常规使用的那些，但也包括目前还不常用，却将变成本领域公认为适用于类似目的的那些。
在本申请文件中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。在下文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合而得到新的技术方案，这也应被视为在本文中具体公开。
以下详细描述本发明的具体实施方式，但是，本发明并不限于所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，在以下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，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。
在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的压力为表压。
在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的空速为液时空速LHSV。
在没有明确指明的情况下，本说明书内所提到的所有百分数、份数、比率等都是以重量为基准的，除非以重量为基准时不符合本领域技术人员的常规认识。
图1是本发明催化柴油生产轻质芳烃的方法的工艺流程示意图，图中省略了许多常规设备，如泵、压缩机、换热器、抽提装置、氢气管线等，但这些设备对本领域普通技术人员是公知的。如图1所示，本发明所述的方法的流程详细描述如下：
作为原料油的催化柴油1进入第一反应区2的加氢精制装置，得到含硫化氢和氨的加氢精制后的催化柴油，即第一反应区出口物流3(第一物流)；第一物流经过第二分离区20的气液分离器和硫化氢汽提塔分离出加氢精制过程中脱氮脱硫得到的硫化氢和氨后，得到分离杂质的第一物流9。该物流进入第二反应区10的选择转化装置。富含苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃、C9A和C10A馏分、重质尾油的第二反应区出口物流11(第二物流)进入第一分离区12，经分离得到苯-甲苯物流14、二甲苯物流15、含C9芳烃和C10芳烃的物流16、以及含C10以上重芳烃的重质尾油第三物流17。第三物流17进入后饱和反应区的后饱和反应器18，后选择饱和反应器出口物流19(第四物流)不经分离，循环至第二反应区10的选择转化装置。
具体地，第一分离区12包括顺序联接的气液分离器、脱戊烷塔、脱庚烷塔、二甲苯塔和重芳烃塔等精馏塔和苯-甲苯馏分抽提装置(附图中未示)。
本发明中涉及的催化剂的组成分析均采用本领域现有的分析方法。例如，对于所述选择转化催化剂可通过ICP(电感耦合等离子体)和XRF(X射线荧光)方法分析催化剂的组成。用XPS(X射线光电子能谱)方法确定VIB族金属氧化物和金属硫化物的组成比例。ICP测试条件为：Varian 700-ES系列XPS仪。XRF测试条件为：Rigaku ZSX 100e型XRF仪。XPS测试条件：Perkin Elmer PHI 5000C ESCA型X射线光电子能谱仪，使用Mg K激发光源，操作电压l0kV，电流40mA，真空度4.0×10-8Pa。
本发明采用美国LECO公司的全二维气相色谱/高通量飞行时间质谱仪(GC×GC-TOFMS)分析(多维色谱分析)催化柴油和加氢精制催化柴油的族组成，也用来分析重质尾油和选择饱和重质尾油的族组成。
本发明中，通过气相色谱法测定反应物流(如选择转化产物等)组成。色谱型号为Agilent 7890A，配备FID检测器，FFAP毛细管色谱柱进行分离，色谱柱采用程序升温，初始温度90℃，保持15分钟，然后以15℃/分钟速率升温至220℃，维持45分钟。
本发明所述的方法中，加氢精制和选择饱和(后饱和)过程中的芳烃保留率计算公式如下：
Figure BDA0002155311910000151
苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率计算公式为：
Figure BDA0002155311910000152
本发明实施例和对比例的催化剂原料均可市售而得。
对比例1
采用加氢精制-选择转化两段法方案加工催化柴油，即将作为原料油的催化柴油经过加氢精制、分离杂质后进行加氢裂化，之后将加氢裂化产物经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃及重质尾油等产物。对比例1的工艺流程不包括将＞210℃重质尾油送入后饱和反应区进行选择加氢饱和处理。
催化柴油原料和加氢精制产物分析数据见表1，催化柴油的芳烃含量为87.15wt％。表2列出了所用的加氢精制催化剂、选择转化(加氢裂化)催化剂及其反应条件。
表1
项目 催化柴油原料 加氢精制产物
密度(4℃) 0.953 0.932
硫(wtppm) 1070 87
氮(wtppm) 632 8.6
非芳香烃(wt) 10.85 20.62
单环芳烃(wt％) 37.40 53.71
稠环芳烃(wt％) 51.75 25.67
蒸馏试验(D-86) ℃ ℃
初馏点 193 188
5％ 212 210
10％ 235 232
30％ 246 237
50％ 288 275
70％ 315 313
90％ 345 337
终馏点 372 363
表2
Figure BDA0002155311910000161
所用的加氢精制催化剂A1：100g拟薄水铝石加入2g田菁粉、9ml硝酸和60ml水，混捏成团、挤条，室温养生24h，100℃条件下12h烘干，空气气氛中550℃焙烧3h得到加氢精制催化剂载体。以7.90g六水合硝酸镍、8.71g钼酸铵、9.18g偏钨酸铵和10ml氨水，溶于水中得到50ml澄清溶液。取加氢精制催化剂载体50g，以等体积浸渍方式加入50ml溶液浸泡3小时，110℃条件下12h烘干，空气气氛中500℃焙烧4h得到加氢精制催化剂A1。其组成为3.0wt％NiO-10.5wt％MoO3-12.7wt％WO3/73.8wt％Al2O3，含有镍、钼、钨三种金属。以含0.5％二硫化碳的环己烷溶液注入装有加氢精制的固定床反应器，从室温按10℃/h程序升温到硫化终点温度360℃，并在此温度保持12h，完成加氢精制催化剂的预硫化，得到硫化态加氢精制催化剂A1’，其组成为：3.1wt％NiS-10.2wt％MoS2-13.2wt％WS2/73.5wt％Al2O3，VIB族和VIII族金属以硫化态形式存在。
将催化柴油与氢气混合后，进入加氢精制反应器脱除其中大部分的硫、氮杂质，其中的稠环芳烃发生饱和为只含一个芳环的烃类的反应。表1还列出了加氢精制产品的硫氮含量、密度、芳香族烃类含量、以及馏分分布。
催化柴油经加氢精制之后的第一物流，经过杂质分离：包括将第一物流经过气液分离，并常压下氮气汽提3h，充分去除溶解在第一物流中的硫化氢。加氢精制产物(分离了杂质后的液相物流)的硫含量和氮含量分别为87ppm和8.6ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，加氢精制过程的稠环芳烃保留率为89.04wt％。
表2也列出了选择转化催化剂组成和所采用的反应条件。USY沸石与氧化铝经混捏、挤条成型后得催化剂载体。再将适量氯铂酸配制成澄清溶液，通过等体积浸渍后再烘干、500℃空气中焙烧2h，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到450℃，得到所需的选择转化催化剂0.1份Pt-60份USY沸石-39.9份Al2O3。催化剂床层降温到340℃，将汽提后的加氢精制催化柴油与氢气混合，进入选择转化反应器，反应生成物送往气液分离和精馏系统。
经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃，计算可得，苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率21.48wt％。所得＞210℃重质尾油收率为38.27wt％，比重为0.935，其硫氮含量分别为19.5ppm和1.5ppm；多维色谱分析可得其族组成为：非芳烃占41.98wt％，单环芳烃占26.38wt％，稠环芳烃占31.64wt％。
实施例1
本实施例进行催化柴油全转化制备轻芳烃的流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、选择转化之后，将选择转化之后得到的＞210℃重质尾油送入后饱和反应区进行选择加氢饱和处理，具体为：
其中原料、加氢精制催化剂、及加氢精制反应条件同对比例1，选择转化催化剂及反应条件见表3。
表3
Figure BDA0002155311910000181
表3列出了选择转化催化剂组成和所采用的反应条件。所述选择转化催化剂的制备：70wt％的β沸石(硅铝分子比SAR＝25)与30wt％的氧化铝经混捏、挤条成型后得催化剂载体。再将适量硝酸镍和钨酸铵配制成澄清溶液，通过等体积浸渍后再100℃烘干、500℃空气中焙烧2小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到450℃还原时间4小时，降温到330℃后再注入二甲基二硫硫化4小时，可得到所需的加氢裂化催化剂。以催化剂总重为100重量份数计，其组成为3.5份Ni-5.0份WO3-0.27份WS2/50份β沸石-41.23份Al2O3。
催化柴油经加氢精制之后的第一物流，经过杂质分离：包括将第一物流经过气液分离，并常压下氮气汽提3h，充分去除溶解在第一物流中的硫化氢。将汽提后分离了杂质的加氢精制催化柴油与氢气混合，进入选择转化反应器，反应生成物送往气液分离和精馏系统。
经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃，计算可得，苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率32.27wt％。所得＞210℃重质尾油(第三物流)收率为24.75wt％，比重为0.957，其硫氮含量分别为25.4ppm和1.6ppm；多维色谱分析可得其族组成为如表4所示：非芳烃占8.54wt％，单环芳烃占37.56wt％，稠环芳烃占53.90wt％。
表4
＞210℃重馏分
密度(4℃) 0.957
硫(wtppm) 25.4
氮(wtppm) 1.6
非芳香烃(wt％) 8.54
单环芳烃(wt％) 37.56
稠环芳烃(wt％) 53.90
处理＞210℃重质尾油的选择饱和催化剂组成为0.05wt％Pt-0.15wt％Pd/4.5wt％SiO2-95.3wt％Al2O3。制备方法为：SiO2含量为20wt％的商品无定型硅铝材料与拟薄水铝石混合，加入硝酸胶溶剂、田菁粉助挤剂和适量的水，捏合后挤条成型，在100℃空气中烘干24小时，再在550℃空气条件下焙烧4小时，得到催化剂载体。将适量氯铂酸和氯化钯溶于水中，得到金属浸渍液，通过等体积法浸渍催化剂载体，在80℃空气中烘干48小时，再在480℃空气条件下焙烧2小时，得到选择饱和催化剂。将选择饱和催化剂在氢气条件下还原，还原终点温度为450℃并保持两小时。
通过氢气混合器将过饱和量的氢气溶解在＞210℃重质尾油中，送入选择饱和反应器，反应条件为：氢油体积比450Nm3/m3，反应器入口温度180℃，氢气分压力1.5MPa，进料体积空速1.0小时-1。待整个反应系统建立平衡后，选择饱和产物的分析结果见表5，硫氮含量分别为16.8ppm和1.2ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，选择饱和过程的稠环芳烃保留率为99.43wt％。
表5
选择饱和＞210℃重馏分
密度(4℃) 0.939
硫(wtppm) 16.8
氮(wtppm) 1.2
非芳香烃(wt％) 8.96
单环芳烃(wt％) 59.82
稠环芳烃(wt％) 31.22
经过选择饱和的＞210℃重质尾油返回选择转化反应器，建立稳定的物流平衡后，经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃，计算可得，苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率46.35wt％。
实施例2
本实施例进行催化柴油全转化制备轻芳烃的流程如图1所示。包括将催化柴油经过加氢精制、分离杂质、选择转化之后，将选择转化之后得到的＞210℃重质尾油送入后饱和反应区进行选择加氢饱和处理，具体为：
其中原料、加氢精制催化剂、及加氢精制反应条件同对比例1，选择转化催化剂及反应条件见表6。
表6
Figure BDA0002155311910000201
表6列出了选择转化催化剂组成和所采用的反应条件。
加氢裂化催化剂B3：氢型丝光沸石(SAR＝45)、氢型β沸石(SAR＝25)、氢型ZSM-5(SAR＝27)与拟薄水铝石充分混合后，混捏、挤条、120℃烘干后在550℃空气气氛中焙烧4小时，即得所需的催化剂载体。以氯化钯、硝酸镍和钼酸铵配制三金属溶液，通过等体积浸渍方法浸渍催化剂载体，120℃烘干后在500℃空气气氛中焙烧2小时，得到催化剂前体。催化剂前体在氢气条件下还原到450℃并保持8小时，降温到330℃后注入二甲基二硫硫化4小时，可得到所需的加氢裂化催化剂B3。以催化剂总重量为100重量份计，其组成为：0.2份Pd-6.5份Ni-4.2份MoO2-7.9份MoO3-1.1份MoS2/35份丝光沸石-10份β沸石-11份ZSM-5-24.1份Al2O3。
催化柴油经加氢精制之后的第一物流，经过杂质分离：包括将第一物流经过气液分离，并常压下氮气汽提3h，充分去除溶解在第一物流中的硫化氢。将汽提后的加氢精制催化柴油与氢气混合，进入选择转化反应器，反应生成物送往气液分离和精馏系统。
经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃，计算可得，苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率30.08wt％。所得＞210℃重质尾油(第三物流)收率为33.15wt％，比重为0.961，其硫氮含量分别为16.4ppm和0.8ppm；多维色谱分析可得其族组成为如表7所示：非芳烃占7.58wt％，单环芳烃占38.12wt％，稠环芳烃占54.30wt％。
表7
＞210℃重馏分
密度(4℃) 0.951
硫(wtppm) 16.4
氮(wtppm) 0.8
非芳香烃(wt％) 7.58
单环芳烃(wt％) 38.12
稠环芳烃(wt％) 54.30
处理＞210℃重质尾油的选择饱和催化剂组成为0.10wt％Pt-0.30％Pd-4.0wt％Ni/6.0wt％SiO2-89.6wt％Al2O3。制备方法为：SiO2含量为9％的商品无定型硅铝材料与拟薄水铝石混合，加入硝酸胶溶剂、田菁粉助挤剂和适量的水，捏合后挤条成型，在100℃空气中烘干24小时，再在550℃空气条件下焙烧4小时，得到催化剂载体。将适量氯铂酸、氯化钯和醋酸镍溶于水中，得到金属浸渍液，通过等体积法浸渍催化剂载体，在100℃空气中烘干18小时，再在500℃空气条件下焙烧2小时，得到选择饱和催化剂。将选择饱和催化剂在氢气条件下还原，还原终点温度为450℃并保持两小时。
通过氢气混合器将过饱和量的氢气溶解在＞210℃重质尾油中，送入选择饱和反应器，反应条件为：氢油体积比600Nm3/m3，反应器入口温度150℃，氢气分压力2.0MPa，进料体积空速1.5小时-1。待整个反应系统建立平衡后，选择饱和产物的分析结果见表8，硫氮含量分别为11.3ppm和0.6ppm。根据芳烃族组成数据计算可得，选择饱和过程的稠环芳烃保留率为99.63wt％。
表8
Figure BDA0002155311910000221
经过选择饱和的＞210℃重质尾油返回选择转化反应器，建立稳定的物流平衡后，经过气液分离和精馏系统后，分离得到苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃，计算可得，苯-甲苯、二甲苯、C9A芳烃和C10A芳烃等单环轻芳烃收率47.98wt％。

Claims (27)

1.一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法，包括以下步骤：
1）催化柴油进入第一反应区，在临氢条件下与加氢精制催化剂接触，得到第一物流；
2）所述第一物流分离杂质后进入第二反应区，在临氢条件下与选择转化催化剂接触，得到第二物流；
3）所述第二物流经分离后，得到包括C6~C8芳烃物流、含C9芳烃和C10芳烃物流、以及含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分；
4）所述第三物流进入后饱和反应区，在临氢条件下与选择饱和催化剂接触，得到第四物流；所述后饱和反应区反应器入口温度100~280℃；
5）所述第四物流循环至所述第二反应区。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述步骤3）得到的C6~C8芳烃物流至少包括苯、甲苯、二甲苯中的一种。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述步骤2）将第一物流分离杂质是通过包括将所述第一物流进行气液分离和硫化氢汽提在内的步骤之后进入第二反应区。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述步骤3）第二物流的分离包括气液分离、精馏。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于：
所述精馏包括脱戊烷、脱庚烷、脱二甲苯、脱重芳烃。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于：
所述精馏中脱庚烷包括对脱庚烷得到富含苯-甲苯馏分的物流进行抽提分离。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述步骤1）催化柴油与氢气在第一反应区与加氢精制催化剂接触进行加氢精制反应；
所述第一反应区的反应条件包括：
氢油体积比500~3000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度280-420℃；和/或：
氢气分压力为5~10MPa；和/或：
液时空速0.5~2.0小时-1。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：
所述第一反应区的反应条件包括：
氢油体积比800~2000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度300~410℃；和/或：
氢气分压力为5~8MPa；和/或：
液时空速0.6~1.5小时-1。
9.根据权利要求7所述的方法，其特征在于：
所述第一反应区的反应条件包括：
氢油体积比1000~1500Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度310~390℃；和/或：
氢气分压力为6~7MPa；和/或：
液时空速0.8~1.2小时-1。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，
所述步骤2）的选择转化催化剂以重量份数计包括：a2）5~80份固体酸沸石；b2）0.05~8份VIII族金属；c2）3~25份VIB族金属氧化物；d2）0.1~2份VIB族金属硫化物；e2）20~95份第一粘结剂。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，
所述固体酸沸石为丝光沸石、b沸石、ZSM沸石、EU-1沸石、SAPO沸石和Y沸石中的至少一种；
所述VIII族金属为铂、钯、钴、镍和铱中的至少一种；
所述VIB族金属氧化物为氧化钼和氧化钨中的至少一种；
所述VIB族金属硫化物为硫化钼和硫化钨中的至少一种；
所述第一粘结剂为氧化铝、氧化硅-氧化铝复合物、氧化钛-氧化铝复合物和氧化镁-氧化铝复合物中的至少一种。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述第二反应区的反应条件包括：
氢油体积比800~5000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度280-450℃；和/或：
氢气分压力5~10MPa；和/或：
液时空速0.5~2.0小时-1。
13.根据权利要求12所述的方法，其特征在于：
所述第二反应区的反应条件包括：
氢油体积比1000~4000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度300~430℃；和/或：
氢气分压力5~9MPa；和/或：
液时空速0.6~1.5小时-1。
14.根据权利要求12所述的方法，其特征在于：
所述第二反应区的反应条件包括：
氢油体积比1500~3000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度310~400℃；和/或：
氢气分压力6~8MPa；和/或：
液时空速0.8~1.2小时-1。
15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述步骤4）的选择饱和催化剂包括以重量份数计的：a3）10~90份无定型硅铝，所述无定型硅铝的氧化硅含量为3-20wt%；b3）0.1~5.0份VIII族金属；c3）5~80份第二粘结剂；
所述第二粘结剂选自氧化铝。
16.根据权利要求15所述的方法，其特征在于：
所述VIII族金属选自由铂、钯、钴、镍和铱中的至少一种。
17.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：
所述后饱和反应区的反应条件包括：
氢油体积比200~3000Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度120~280℃；和/或：
氢气分压力1.0~4.0MPa；和/或：
液时空速0.1~5.0小时-1。
18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：
所述后饱和反应区的反应条件包括：
氢油体积比300~1500Nm3/m3；和/或：
反应器入口温度150~250℃；和/或：
氢气分压力1.2~3.0MPa；和/或：
液时空速0.5~4.0小时-1。
19.根据权利要求17所述的方法，其特征在于：
所述后饱和反应区的反应条件包括：
氢油体积比300~1000Nm3/m3；和/或：
液时空速0.6~2.0小时-1。
20.根据权利要求1~19之任一项所述的一种从催化柴油生产轻质芳烃的全转化方法的装置，包括：
第一反应区；其配置成接收所述催化柴油、以及排放第一物流；
第二反应区；其配置成接收所述第一物流、以及排放第二物流；
第一分离区；其配置成接收所述第二物流；排放包括所述C6~C8芳烃物流、含C9芳烃和C10芳烃的物流、以及含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分；
后选择饱和反应区；其配置成接收所述第三物流、以及排放第四物流；
第一管道；其配置成将所述第四物流循环至所述第二反应区。
21.根据权利要求20所述的装置，其特征在于：
所述第一反应区的反应器为固定床反应系统；和/或
所述第二反应区的反应器为固定床反应系统；和/或
所述后饱和反应区的反应器为固定床反应系统。
22.根据权利要求21所述的装置，其特征在于：
所述第一反应区的固定床反应系统配置有循环氢系统；和/或
所述第二反应区的固定床反应系统配置有循环氢系统；和/或
所述后饱和反应区的固定床反应系统为不配置循环氢系统的液相加氢反应系统。
23.根据权利要求20所述的装置，其特征在于：
所述第一分离区包括顺序联接的气液分离器、精馏塔，用以顺序分离得到包括苯-甲苯物流、二甲苯物流、所述含C9芳烃和C10芳烃的物流、以及所述含C10以上重芳烃的第三物流在内的馏分。
24.根据权利要求23所述的装置，其特征在于：
所述精馏塔包括顺序联接的脱戊烷塔、脱庚烷塔、二甲苯塔和重芳烃塔。
25.根据权利要求24所述的装置，其特征在于：
所述第一分离区脱庚烷塔后包括苯-甲苯馏分抽提装置，将脱庚烷塔分离出的富含苯-甲苯馏分的物流进行分离。
26.根据权利要求20所述的装置，其特征在于：
所述第一反应区和所述第二反应区之间配置有第二分离区，用以分离所述第一物流中包括的硫化氢和氨在内的杂质；
所述第二分离区配置成接收所述第一物流、以及排放气相、硫化氢和氨物流以及分离杂质的第一物流。
27.根据权利要求26所述的装置，其特征在于：
所述第二分离区包括气液分离器和汽提装置。
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