CN112745934B - 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置 - Google Patents

催化裂化轻质产品脱硫方法和装置 Download PDF

Info

Publication number
CN112745934B
CN112745934B CN201911049466.XA CN201911049466A CN112745934B CN 112745934 B CN112745934 B CN 112745934B CN 201911049466 A CN201911049466 A CN 201911049466A CN 112745934 B CN112745934 B CN 112745934B
Authority
CN
China
Prior art keywords
desulfurization
gas
tower
catalytic cracking
adsorbent
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Active
Application number
CN201911049466.XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN112745934A (zh
Inventor
王文寿
毛安国
刘宪龙
徐莉
刘玉良
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Original Assignee
Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
China Petroleum and Chemical Corp
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Priority to CN201911049466.XA priority Critical patent/CN112745934B/zh
Application filed by Sinopec Research Institute of Petroleum Processing, China Petroleum and Chemical Corp filed Critical Sinopec Research Institute of Petroleum Processing
Priority to US17/755,541 priority patent/US20220380689A1/en
Priority to KR1020227018593A priority patent/KR20220093182A/ko
Priority to JP2022525762A priority patent/JP2023500332A/ja
Priority to EP20882534.9A priority patent/EP4053250A4/en
Priority to AU2020374918A priority patent/AU2020374918A1/en
Priority to PCT/CN2020/125166 priority patent/WO2021083314A1/zh
Publication of CN112745934A publication Critical patent/CN112745934A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN112745934B publication Critical patent/CN112745934B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G67/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only
    • C10G67/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one process for refining in the absence of hydrogen only plural serial stages only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G69/00—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process
    • C10G69/02—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only
    • C10G69/04—Treatment of hydrocarbon oils by at least one hydrotreatment process and at least one other conversion process plural serial stages only including at least one step of catalytic cracking in the absence of hydrogen
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G70/00—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00
    • C10G70/04—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00 by physical processes
    • C10G70/046—Working-up undefined normally gaseous mixtures obtained by processes covered by groups C10G9/00, C10G11/00, C10G15/00, C10G47/00, C10G51/00 by physical processes by adsorption, i.e. with the use of solids
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/104—Light gasoline having a boiling range of about 20 - 100 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1044—Heavy gasoline or naphtha having a boiling range of about 100 - 180 °C
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/02—Gasoline
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/26—Fuel gas

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

催化裂化轻质产品脱硫方法以及装置，包括：(1)来自催化裂化装置分馏塔的粗汽油在第一脱硫反应器，进行吸附脱硫反应，经气固分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器中，分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油；(2)来自催化裂化分馏塔的富气在第二脱硫反应器中进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气，分离得到的载硫吸附剂与含氧气体进行焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂循环使用；(3)脱硫后的富气和粗汽油分别送至吸收稳定系统进行分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油。本发明提供的方法适用于处理催化裂化分馏塔得到的富气和粗汽油，得到的低硫汽油收率高、辛烷值损失少。

Description

催化裂化轻质产品脱硫方法和装置
技术领域
本发明属于石油化工领域，涉及一种烃油脱硫方法和装置，更具体地说，涉及一种催化裂化富气和粗汽油脱硫和分离方法和装置。
背景技术
炼油厂的催化裂化装置是低碳烯烃、液化气和汽油的主要来源，在现有的催化裂化工艺流程中，催化裂化装置反应产物经过分馏后可以得到富气、粗汽油、轻柴油、重柴油和油浆等组分。富气经过吸收脱吸塔以及再吸收塔得到干气产品，干气经脱硫后可以作为炼厂燃料气。粗汽油经吸收稳定塔分离后可以得到液化气和催化裂化稳定汽油，催化裂化汽油经过脱硫后作为产品出厂，液化气经过脱硫后可以作为产品出厂，同时也可以作为原料为其它装置提供丙烯和丁烯等高高价值组分。
受越来越严格的环保法规以及下游工艺的要求所限，不论是干气、液化气还是催化裂化汽油都必须经过脱硫处理。目前受脱硫工艺限制，干气、液化气和催化汽油的脱硫过程分别进行，而且干气和液化气常用的碱洗脱硫等工艺过程还会再次产生大量废液、废渣等。而且，现行的液化气脱硫工艺还存在脱硫深度不足，导致其硫含量过高，进而限制其进一步应用的问题。
烃油的吸附脱硫方法是在临氢条件下对轻质烃油进行吸附脱硫的工艺方法，临氢的条件下，将油品中的硫捕捉到吸附剂上，含硫吸附剂通过连续再生循环使用，该方法具有脱硫深度高、氢耗低等特点，可以生产硫含量为30 微克/克以下的燃料油。该工艺用于催化裂化稳定汽油脱硫，存在催化裂化产品液收低，汽油辛烷值损失大的问题。
发明内容
本发明要解决的技术问题是解决催化裂化装置生产的稳定汽油液收低、辛烷值损失大的问题，提供一种催化裂化轻质产物吸附脱硫并分离的方法，得到脱硫后的干气、液化气和催化裂化稳定汽油。
本发明提供一种催化裂化轻质产品脱硫和分离装置。
本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫方法，包括：
（1）来自催化裂化分馏塔的粗汽油由底部引入第一脱硫反应器，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；在上部的沉降区气固分离，分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器中，分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油；
（2）来自催化裂化分馏塔的富气由底部引入第二脱硫反应器中，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动，在上部的沉降区进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气，分离得到的载硫吸附剂进入吸附剂再生器中与含氧气体反应焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部；
（3）脱硫后的富气和粗汽油分别送至吸收稳定系统进行分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油。
一种催化裂化生产低硫轻质油品的方法，将催化裂化原料引入提升管反应器中，与催化裂化催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行反应，在提升管反应器顶部进行气固分离，得到的反应油气进入催化裂化分馏塔中，经分馏得到富气、粗汽油、轻柴油、柴油和油浆；分离得到的催化裂化催化剂经再生后返回提升管反应器中循环使用；将来自催化裂化分馏塔的粗汽油和富气分别引入吸附脱硫反应单元的第一脱硫反应器和第二脱硫反应器，采用上述的方法进行吸附脱硫以及分离，得到脱硫后的干气，脱硫后液化气和稳定汽油。
一种催化裂化轻质产品分离和脱硫装置，该装置包括依次连通的吸附脱硫单元和吸收稳定单元；所述的吸附脱硫单元包括依次连通的第一脱硫反应器、转剂罐、第二脱硫反应器、反应器接收器、闭锁料斗、再生器进料罐、吸附剂再生器和再生器接收器，所述的再生器接收器经闭锁料斗连通还原器，所述的还原器与所述的第一脱硫反应器底部连通；所述的吸收稳定单元由顺序连通的吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成。
与现有技术相比，本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫和分离方法的有益效果为：
本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫和分离方法，催化裂化富气和粗汽油先经过吸附脱硫，然后再经过吸收稳定，可以最大化的减少传统方法所导致的汽油收率的损失。在吸附脱硫反应器中，富气中的氢气作为反应氢气参与反应，节省氢气消耗。富气气和粗汽油经过吸附脱硫后，经过分馏-吸收-稳定系统后得到的脱硫后干气、液化气和稳定汽油硫含量可以达到10ppm以下，甚至1ppm以下。富气和粗汽油经过吸附脱硫，富气中的低碳烯烃损失少。本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫和分离方法，节省了传统炼厂所需的干气、液化气脱硫等装置，没有了传统脱硫方法可能产生的废液、废渣等问题。
附图说明
附图1为吸附脱硫单元的流程示意图。
附图2为吸收稳定单元的流程示意图。
其中：
2-第一脱硫反应器，5、转剂罐，8-第二脱硫反应器，11-吸附剂接收器，13-闭锁料斗，16-再生器进料罐，19-吸附剂再生器，22-再生剂接收器，25-还原器，1、3、4、6、7、9、10、12、14、15、17、18、20、21、23、24、26-管线；34-吸收塔，35-解吸塔，36-再吸收塔，37-稳定塔，29、30、31、32、33、38、40、41、42-管线；
具体实施方式
以下详细说明本发明的具体实施方式：
本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫方法，包括：
（1）来自催化裂化分馏塔的粗汽油由底部引入第一脱硫反应器，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；在上部的沉降区气固分离，分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器中，分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油；
（2）来自催化裂化分馏塔的富气由底部引入第二脱硫反应器中，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动，在上部的沉降区进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气，分离得到的载硫吸附剂进入吸附剂再生器中与含氧气体反应焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部；
（3）脱硫后的富气和粗汽油分别送至吸收稳定系统进行分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油。
本发明提供的方法中，步骤（3）中：脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，与吸收塔顶引入的脱硫后的粗汽油接触吸收，吸收塔塔顶物流由底部进入再吸收塔，与来自催化裂化分馏塔的轻柴油逆流接触吸收，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气，再吸收塔塔底得到的富轻柴油返回催化裂化分馏塔；吸收塔塔底产物经过解吸塔后送往稳定塔，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油，解吸塔塔顶气返回到吸收塔中。
具体地说，将催化裂化分馏塔得到的粗汽油加热到催化裂化装置分馏塔出来的粗汽油，或者粗汽油和供氢体的混合物预热到100℃~500℃、优选300℃~450℃。将上述加热后的粗汽油作为第一脱硫反应器的原料，从底部进入到第一脱硫反应器内，脱硫吸附剂从底部输送至第一脱硫反应器中，反应油气与脱硫吸附剂相接触进行吸附脱硫反应。反应物流自下而上流动，在第一脱硫反应器上部管径扩大的沉降区反应油气和脱硫吸附剂进行气固分离，所述的沉降区内还设有气固分离设备，如旋风分离器或过滤器等。分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂转移到转剂罐中，在转剂罐内，脱硫吸附剂实现系统压力转换，然后进入到第二脱硫反应器中。
载部分硫的脱硫吸附剂进入到第二脱硫反应器中，与从反应器底部进入的预热到所需温度的富气，或者富气和供氢体的混合物相接触进行脱硫反应，富气中的硫转移到脱硫吸附剂上，在第二脱硫反应器上部管径扩大的沉降区反应油气和脱硫吸附剂进行气固分离。分离得到的反应油气为脱硫后富气，分离得到的高载硫量脱硫吸附剂进入吸附剂再生器中，与含氧气体接触进行再生，再生后的脱硫吸附剂经过还原后返回到第一流化床脱硫反应器内进行循环使用。
脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，粗汽油，或者粗汽油和部分稳定汽油由顶部进入吸收塔中，与富气逆流接触，吸收塔塔顶气体产物在再吸收塔中与催化裂化分馏塔来的轻柴油吸收分离后，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气，再吸收塔塔底得到富轻柴油，富轻柴油返回至催化裂化装置分馏塔。吸收塔塔底产物经过解吸塔后送往稳定塔，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和催化裂化稳定汽油，解吸塔塔顶气与脱硫后富气混合后进入到吸收塔中。
本发明提供的方法中，所述的催化裂化装置分馏塔得到富气和粗汽油，其中的硫含量为30~50000微克/克，优选在50微克/克以上。所述的富气中含有可能的氮气、二氧化碳、氢气和硫化氢等其它组分。
所述供氢体选自氢气、含氢气体和供氢剂中的一种或两种以上的混合物。氢气是指各种纯度的氢气，含氢气体优选本方法所产干气、催化裂化干气、焦化干气、热裂化干气中的一种或两种及以上的混合物，氢体积含量最好在30%以上，供氢剂选自四氢萘、十氢萘、二氢茚中的一种或一种以上的混合物。
将粗汽油，或者粗汽油和供氢体的混合物从底部输送入第一脱硫反应器内，所述粗汽油和供氢体的混合物通过进料分布盘在反应器内实现均匀分布，与反应器内脱硫吸附剂进行良好接触。
本发明提供的方法中，所述的第一脱硫反应器中，在温度200℃~550℃、优选300~500℃，绝对压力0.5~5 MPa、优选1.0~3.5 MPa，油气原料的重时空速0.1~100 h-1、优选1~10h-1，氢油摩尔比为0.01-1000、优选0.05~500的反应条件下，使含硫的粗汽油与脱硫吸附剂相接触进行吸附脱硫反应，将硫转移到脱硫吸附剂上。
脱硫吸附剂与反应烃油分离后，载硫后的待生吸附剂进入转剂罐中，转换压力后再转移到第二脱硫再生器中。
将富气，或者富气和供氢体加热到100℃ ~500 ℃、优选200℃~450℃。将上述加热后的富气或者富气和供氢体的混合物从第二脱硫反应器底部输送入第二脱硫反应器内，在温度300℃~550℃、优选350℃~500℃，绝对压力0.1~3MPa、优选0.2~2.5MPa，油气原料的重时空速1~100h-1、优选2~20h-1，氢油摩尔比为0.01-500、优选0.05~300的反应条件下，使含硫富气与从第一反应器过来的载部分硫的吸附剂相接触进行吸附脱硫反应。优选地，所述的第二脱硫反应器的操作压力比第一脱硫反应器低0.5-2.0MPa。
所述富气或者富气和供氢体的混合物通过进料分布盘在第二脱硫反应器内实现均匀分布，与第二脱硫反应器内脱硫吸附剂进行良好接触。
所述第二脱硫反应器上部管径扩大的沉降段，载硫后脱硫吸附剂与反应油气分离后，载硫后的待生吸附剂经汽提脱除其吸附的烃类后，提升输送至流化床再生器中。在再生温度为300℃~800℃、优选350℃~600℃，绝对压力0.1~3.0 MPa、优选0.1~1.0 MPa的反应条件下，与从再生器下端输入的再生气体接触烧焦再生，恢复吸附活性。再生气体含有氧气，可以是空气或者是空气或氧气与非活性气体，如氮气的混合物。
从再生器中引出的再生后的脱硫吸附剂经汽提脱除其吸附的杂质（如吸附的氧）后，提升输送至还原器中。
输送至还原器中的再生脱硫吸附剂与还原气体接触，在还原温度为250~550℃、优选300~450℃，还原压力0.2~5.0 MPa、优选0.5~3.5 MPa的条件下进行还原，所述的还原气体为氢气或富含氢的气体。
还原后的脱硫吸附剂从底部输送至第一脱硫反应器中循环使用，实现吸附脱硫反应-吸附剂再生-吸附剂还原-吸附脱硫反应的连续循环进行。
所述的第一脱硫反应器和第二脱硫反应器为流化床反应器，第一脱硫反应器分离出的反应油气为脱硫后的粗汽油，第二脱硫反应器分离出的反应油气为脱硫后的富气，所述的脱硫后的富气和粗汽油和/或部分稳定汽油经换热后分别送至吸收塔中，经逆流接触吸收，得到C2以上组分减少的的脱硫后富气和C2及以下组分减少的脱硫后粗汽油。
所述的吸收塔的操作压力为0.2~3.0MPa、优选0.5~1.6MPa，操作温度为20~100℃、优选30~70℃。
所述的稳定汽油优选本装置所产脱硫后的稳定汽油。
C2以上组分减少的脱硫后富气送至再吸收塔中，与来自催化裂化分馏塔的柴油馏分接触，得到C2以上组分进一步减少的脱硫后干气产品。吸收了C2以上组分的柴油馏分返回至催化裂化装置的分馏塔中。
所述的再吸收塔操作压力为0.1~3.0MPa、优选0.5~2.5MPa，操作温度为20~100℃、优选30~70℃。
所述的来自催化裂化分馏塔的柴油馏分优选轻柴油。
C2及以下组分减少的脱硫后粗汽油送至解吸塔，得到C2及以下组分进一步减少的脱硫后粗汽油，解吸塔顶气体产品与脱硫后富气混合后返回至吸收塔中。
所述的解吸塔操作压力为0.1~3.0MPa、优选0.5~2.5MPa，操作温度为20~250℃、优选50~200℃。
C2及以下组分进一步减少的脱硫后粗汽油送至稳定塔中，得到脱硫后的液化气和催化裂化稳定汽油产品。
所述的稳定塔操作压力为0.1~3.0MPa、优选0.5~2.5MPa，操作温度为20~250℃、优选50~200℃。
所述的脱硫吸附剂包括各种负载型金属氧化物吸附剂、载有金属促进剂的负载型金属氧化物、各种硫转化剂与硫吸附剂中的一种或者两种以上的混合物。优选地，所述的脱硫吸附剂包括吸附剂载体和负载在所述吸附剂载体上的金属组分，以所述脱硫吸附剂的总重量为基准，所述脱硫吸附剂载体的含量为70-95重量%，所述金属组分的含量为5-30重量%，所述的吸附剂载体为氧化锌，硅石和/或氧化铝的混合物，所述的金属组分选自钴、镍、铜、铁、锰、钼、钨、银、锡和钒中的一种或几种。所述脱硫吸附剂为便于流化，最好为微球状，其平均粒径在20~200 μm优选40~100 μm之间。
本发明提供一种催化裂化轻质产品分离和脱硫装置，该装置包括依次连通的吸附脱硫单元和吸收稳定单元；所述的吸附脱硫单元包括依次连通的第一脱硫反应器2，转剂罐5、第二脱硫反应器8、反应器接收器11，用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗13，再生器进料罐16、吸附剂再生器19和再生器接收器22，所述的再生器接收器22经闭锁料斗13连通吸附剂还原器25，所述的吸附剂还原器25经管线26与所述的第一脱硫反应器2的底部连通，为第一脱硫反应器提供脱硫吸附剂。
以下结合附图对本发明提供的方法进行进一步说明，但并不因此而限制本发明。
附图1为吸附脱硫单元的流程示意图。如附图1所示，吸附脱硫单元包括依次连通的第一脱硫反应器2，转剂罐5、第二脱硫反应器8、反应器接收器11，用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗13，再生器进料罐16、吸附剂再生器19和再生器接收器22，所述的再生器接收器22经闭锁料斗13连通吸附剂还原器25，所述的吸附剂还原器25经管线26与所述的第一脱硫反应器2的底部连通，为第一脱硫反应器提供脱硫吸附剂。
预热后的催化裂化分馏塔粗汽油与氢气经管线1从第一脱硫反应器2底部进入，与第一脱硫反应器2内的脱硫吸附剂接触进行脱硫反应，负载部分硫后的吸附剂随反应物料向上运动。反应后的反应油气以及吸附剂进入第一脱硫反应器2顶部的沉降分离段进行油剂分离，分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油和氢气混合物，经管线3送往后续的产品分离、稳定系统进行处理。分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂从第一脱硫反应器经管线4到转剂罐5中，再经转剂罐5经管线6转移到第二脱硫反应器8的底部，来自催化裂化分馏塔的富气和氢气的混合物由第二脱硫反应器的底部引入第二脱硫反应器9中，与脱硫吸附剂接触进行吸附脱硫反应，将富气中的硫转移到脱硫吸附剂上，反应混合物在第二脱硫反应器上部的沉降区进行气固分离，分离得到的载硫吸附剂经第二脱硫反应器上部的转剂横管10送往反应器接收器11，在反应器接收器11中经汽提后经管线12送往闭锁料斗13，经氮气置换后从高压氢气环境转变为低压非活性气氛，置换气经管线14送往燃烧炉烧掉。载硫吸附剂通过管线15输送至再生器进料罐16，载硫吸附剂经提升气提升，通过管线17进入到吸附剂再生器19中。含氧气体通过管线18从底部进入到吸附剂再生器中，待生吸附剂在吸附剂再生器19中与含氧气体接触进行烧硫、烧碳后得到再生吸附剂，含硫烟气在吸附剂再生器顶部与再生吸附剂分离后经管线20输送至制硫系统或碱洗脱除SOx，再生吸附剂剂从吸附剂再生器经管线21输送到再生器接收器22中，用氮气提升经管线23输送至闭锁料斗13，在闭锁料斗13中用氢气汽提置换并升压后转变为高压氢气环境，经管线24输送至吸附剂还原器25内进行还原，还原后的再生吸附剂通过管线26输送至第一脱硫反应器2中，实现吸附脱硫反应的连续进行。
附图2为吸收稳定单元的流程示意图。如附图2所示，脱硫后的富气经管线9，粗汽油或者粗汽油和一部分稳定汽油经管线3进入到吸收塔34中，得到C2以上组分减少了的脱硫后富气和C2以上组分增加了的脱硫后粗汽油，C2以上组分减少的脱硫后富气经管线31进入到再吸收塔36中，与管线29引入的催化装置所产的轻柴油进行接触，得到C2以上组分进一步减少的脱硫后的干气组分经管线38出再吸收塔，吸收了部分C2 以上组分的富轻柴油由再吸收塔塔底出料经管线42返回到催化装置的分馏塔中。C2以上组分增加了的脱硫后粗汽油经管线32进入到解析塔35中除掉多余的C2以下组分（含C2），然后经管线33进入到稳定塔37中，在稳定塔37中分馏得到脱硫后的液化气40和脱硫后的催化裂化稳定汽油41。解吸塔塔顶气经管线30引出与脱硫后富气一起进入到吸收塔34中。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例中所使用的富气和粗汽油取自中国石油化工股份有限公司燕山分公司的催化裂化装置。脱硫吸附剂商业牌号为FCAS，由中国石油化工股份有限公司南京催化剂分公司生产，以氧化锌、硅石和氧化铝为载体，负载Ni作为促进剂，脱硫吸附剂性质见表1。
实施例和对比例中的分析方法：干气和液化气中的硫含量在安捷伦GC-7890A气相色谱上采用GC-SCD方法进行分析，汽油中硫含量采用日本理学公司生产的ZSX100X射线荧光光谱仪进行分析。干气、液化气和汽油的组成采用气相色谱法分析测定。
实施例和对比例中的饱和率计算方法：
以对比例1中未经过脱硫处理的干气中乙烯、液化气中丙烯以及汽油中的烯烃质量含量为基准，测定经过吸附脱硫以及吸收稳定分离后的对比例2和各实施例中对应的干气中乙烯、液化气中丙烯以及汽油中烯烃质量分数，将基准数值与脱硫后数值的差值占基准数值的质量百分比作为各自的烯烃饱和率。
乙烯饱和率=(（对比例中乙烯质量分数-脱硫后乙烯质量分数）/对比例中乙烯质量分数)*100%；
丙烯饱和率=(（对比例中丙烯质量分数-脱硫后丙烯质量分数）/对比例中丙烯质量分数)*100%；
汽油烯烃饱和率=(（对比例中汽油烯烃质量分数-脱硫后汽油烯烃质量分数）/对比例中汽油烯烃质量分数)*100%。
对比例1
以燕山催化裂化装置为例，催化裂化分馏塔所产的富气和粗汽油，分别进入到催化裂化装置的吸收稳定单元中，富气由底部进入吸收塔中，与吸收塔顶引入的粗汽油接触吸收，吸收塔塔顶物流由底部进入再吸收塔，与来自催化裂化分馏塔的轻柴油逆流接触吸收，再吸收塔塔顶得到干气，再吸收塔塔底得到的富轻柴油返回催化裂化分馏塔；吸收塔塔底产物经过解吸塔后送往稳定塔，在稳定塔中分馏得到液化气和稳定汽油，解吸塔塔顶气返回到吸收塔中。
得到的未脱硫的干气、液化气和稳定汽油的性质见表2。
对比例2
以对比例1得到的稳定汽油为原料，进入汽油吸附脱硫反应器中与脱硫吸附剂接触进行吸附脱硫反应，反应油气和载硫吸附剂在吸附脱硫反应器顶部进行气固分离，分离得到的反应油气经冷却后得到脱硫后的稳定汽油。分离得到的待生脱硫吸附剂进入吸附剂再生器中，在再生条件下与含氧气体反应烧焦再生，再生后的脱硫吸附剂进入吸附剂还原器中在还原反应条件下与还原性气体反应得到还原的脱硫吸附剂，返回吸附脱硫反应器中循环使用。采用的吸附剂为FCAS，性质见表1，在反应温度400 ℃、反应压力2.0 MPa、重时空速为5 h-1，氢油体积比45的反应条件下反应，反应结果见表2。稳定汽油硫含量为2.6ppm，辛烷值损失为0.8个单位，精制汽油收率降低了0.6个百分点。
实施例1
实施例1说明本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法的效果。
采用如附图1吸附脱硫单元的流程，第一脱硫反应器为固定流化床反应器，脱硫吸附剂由底部进入第一脱硫反应器，粗汽油原料和氢气由底部进入第一脱硫反应器，与脱硫吸附剂接触进行吸附脱硫，在反应温度400℃、反应压力2.2 MPa、重时空速为5 h-1，氢油体积比45的反应条件下反应。反应完成得到脱硫后的粗汽油和氢气的混合物。第二脱硫反应器为固定流化床反应器，来自第一脱硫反应器的脱硫吸附剂经转剂罐进入第二脱硫反应器的底部，将富气预热到400 ℃后进入到第二流化床反应器内，反应温度为400℃，反应压力为1.0MPa，重时空速为10 h-1，反应完成的脱硫富气引出。脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，脱硫后的粗汽油由上部进入吸收塔中，与富气逆流接触吸收，吸收塔顶压力为1.214MPa，塔顶温度为30.1℃，塔底温度为50.6℃；吸收塔塔顶物流由底部进入再吸收塔，与来自催化裂化分馏塔的轻柴油逆流接触吸收，再吸收塔塔顶压力为1.158MPa，塔顶温度为32.3℃，塔底温度为48.9℃，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气，再吸收塔塔底得到的富轻柴油返回催化裂化分馏塔；吸收塔塔底产物经过解吸塔进行处理，解吸塔塔顶压力为1.582MPa，塔顶温度为68.4℃，塔底温度为159.6℃，塔底产物后送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为1.025MPa，塔顶温度为68.9℃，塔底温度为178.3℃，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油，解吸塔塔顶气返回到吸收塔中。反应结果见表2。
实施例2
实施例2说明本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法的效果。
采用如附图1和附图2所示的吸附脱硫单元和吸收稳定单元所示的脱硫和分离方法的流程，采用与实施例1相同的反应流程、原料和脱硫吸附剂，不同的是，第一脱硫反应器在反应温度440 ℃、反应压力1.4 MPa、重时空速为8 h-1，氢油体积比100的反应条件下反应，得到脱硫后的粗汽油。第二脱硫反应器的反应条件为：反应温度为430 ℃，反应压力为0.5MPa，重时空速为12 h-1，反应完成后经气固分离得到脱硫后的富气。脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，脱硫后的粗汽油由上部进入吸收塔中，与富气逆流接触吸收，吸收塔顶压力为1.255MPa，塔顶温度为40.5℃，塔底温度为50.2℃；吸收塔塔顶物流由底部进入再吸收塔，与来自催化裂化分馏塔的轻柴油逆流接触吸收，再吸收塔塔顶压力为1.189MPa，塔顶温度为41.8℃，塔底温度为48.6℃，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气，再吸收塔塔底得到的富轻柴油返回催化裂化分馏塔；吸收塔塔底产物经过解吸塔进行处理，解吸塔塔顶压力为1.251MPa，塔顶温度为56.2℃，塔底温度为118.9℃，塔底产物后送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为0.812MPa，塔顶温度为53.1℃，塔底温度为159.8℃，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油，解吸塔塔顶气返回到吸收塔中。反应结果见表2。
由表2可见，本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫的方法实现了干气和液化气同时脱硫，液化气收率提高0.1个百分点，低碳烯烃饱和率低；稳定汽油收率提高0.4-0.5个百分点，稳定汽油烯烃饱和率降低3-6个百分点，研究法辛烷值（RON）损失更小。
表1 脱硫吸附剂的性质
Figure DEST_PATH_IMAGE002
表2
Figure DEST_PATH_IMAGE004

Claims (10)

1.一种催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，包括：
（1）来自催化裂化分馏塔的粗汽油由底部引入第一脱硫反应器，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；在上部的沉降区气固分离，分离得到的载部分硫的脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器中，分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油；
（2）来自催化裂化分馏塔的富气由底部引入第二脱硫反应器中，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动，在上部的沉降区进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气，分离得到的载硫吸附剂进入吸附剂再生器中与含氧气体反应焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部；
（3）脱硫后的富气和粗汽油分别送至吸收稳定系统进行分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油；
其中，所述的第一脱硫反应器的操作温度为200 ~550 ℃，绝对压力为0.5~5 MPa，油气原料的重时空速为0.1~100 h-1，氢油摩尔比为0.01~1000；
所述的第二脱硫反应器的操作温度为300 ~550 ℃，绝对压力为0.1~3 MPa，油气原料的重时空速为1~100 h-1，氢油摩尔比为0.01~500；
所述的脱硫吸附剂包括吸附剂载体和负载在所述吸附剂载体上的金属组分，以所述脱硫吸附剂的总重量为基准，所述脱硫吸附剂载体的含量为70-95重量%，所述金属组分的含量为5-30重量%，所述的吸附剂载体为氧化锌，硅石和/或氧化铝的混合物，所述的金属组分选自钴、镍、铜、铁、锰、钼、钨、银、锡和钒中的一种或几种。
2.按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，步骤（3）中，脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，与吸收塔顶引入的脱硫后的粗汽油接触吸收，吸收塔塔顶物流由底部进入再吸收塔，与来自催化裂化分馏塔的轻柴油逆流接触吸收，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气，再吸收塔塔底得到的富轻柴油返回催化裂化分馏塔；吸收塔塔底产物经过解吸塔后送往稳定塔，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油，解吸塔塔顶气返回到吸收塔中。
3. 按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，所述的第一脱硫反应器的操作温度为300~500 ℃，绝对压力为1.0~3.5 MPa，油气原料的重时空速为1~10h-1，氢油摩尔比为0.05~500。
4. 按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，所述的第二脱硫反应器的操作温度为350~500 ℃，绝对压力为0.2~2.5 MPa，油气原料的重时空速为2~20h-1，氢油摩尔比为0.05~300；第二脱硫反应器比第一脱硫反应器的操作压力低0.5~2.0MPa。
5.按照权利要求1或2所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，所述的吸附剂再生器的操作条件为：再生温度为300 ~800 ℃，再生压力0.1~3.0 MPa。
6.按照权利要求5所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，所述的吸附剂再生器的操作条件为：再生温度为350 ~600℃，再生压力0.1~1.0 MPa。
7.按照权利要求2所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，所述的吸收塔的操作条件为：压力为0.2~3.0MPa，温度为20~100℃；所述的解吸塔的操作条件为：压力为0.1~3.0MPa，温度为20~250℃；所述的再吸收塔的操作条件：压力为0.1~3.0MPa，温度为20~100℃；所述的稳定塔的操作条件为：压力为0.1~3.0MPa，温度为20~250℃。
8.按照权利要求7所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，所述的吸收塔的操作条件为：压力为0.5~1.6MPa，温度为30~70℃；所述的解吸塔的操作条件为：压力为0.5~2.5MPa，温度为50~200℃；所述的再吸收塔的操作条件：压力为0.5~2.5MPa，温度为30~70℃；所述的稳定塔的操作条件为：压力为0.5~2.5MPa，温度为50~200℃。
9.一种催化裂化生产低硫轻质油品的方法，其特征在于，将催化裂化原料引入提升管反应器中，与催化裂化催化剂接触，在催化裂化反应条件下进行反应，在提升管反应器顶部进行气固分离，得到的反应油气进入催化裂化分馏塔中，经分馏得到富气、粗汽油、轻柴油、柴油和油浆；分离得到的催化裂化催化剂经再生后返回提升管反应器中循环使用；
将来自催化裂化分馏塔的粗汽油和富气分别引入吸附脱硫反应单元的第一脱硫反应器和第二脱硫反应器，采用权利要求1-8任意一项所述的催化裂化轻质产品脱硫方法进行吸附脱硫，以及吸收稳定分离，得到脱硫后的干气，脱硫后液化气和稳定汽油。
10.一种催化裂化轻质产品分离和脱硫装置，其特征在于，用于权利要求1-8任意一项所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，该装置包括依次连通的吸附脱硫单元和吸收稳定单元；所述的吸附脱硫单元包括依次连通的第一脱硫反应器（2），转剂罐（5）、第二脱硫反应器（8）、反应器接收器（11），用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗（13），再生器进料罐（16）、吸附剂再生器（19）和再生器接收器（22），所述的再生器接收器（22）经闭锁料斗（13）连通吸附剂还原器（25），所述的吸附剂还原器（25）经管线与所述的第一脱硫反应器（2）的底部连通；所述的吸收稳定单元由顺序连通的吸收塔、解吸塔、再吸收塔和稳定塔组成；其中，第一脱硫反应器底部设有来自催化裂化分馏塔的粗汽油进口，顶部油气出口连通所述的吸收塔上部，第一脱硫反应器顶部设有沉降分离段，所述的沉降分离段底部连通转剂罐；所述的第二脱硫反应器底部设有来自催化裂化分馏塔的富气进口，顶部油气出口连通所述的吸收塔底部。
CN201911049466.XA 2019-10-31 2019-10-31 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置 Active CN112745934B (zh)

Priority Applications (7)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911049466.XA CN112745934B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置
KR1020227018593A KR20220093182A (ko) 2019-10-31 2020-10-30 접촉 분해 경질 생성물의 탈황 및 분리 방법 및 장치
JP2022525762A JP2023500332A (ja) 2019-10-31 2020-10-30 接触分解軽質生成物の脱硫および分離を行うための方法および装置
EP20882534.9A EP4053250A4 (en) 2019-10-31 2020-10-30 METHOD AND APPARATUS FOR DESULFURIZATION AND SEPARATION OF A LIGHT CATALYTIC CRACKED PRODUCT
US17/755,541 US20220380689A1 (en) 2019-10-31 2020-10-30 Method and apparatus for desulfurization and separation of catalytically cracked light product
AU2020374918A AU2020374918A1 (en) 2019-10-31 2020-10-30 Method and apparatus for desulfurization and separation of catalytically cracked light product
PCT/CN2020/125166 WO2021083314A1 (zh) 2019-10-31 2020-10-30 催化裂化轻质产物脱硫和分离方法及装置

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201911049466.XA CN112745934B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN112745934A CN112745934A (zh) 2021-05-04
CN112745934B true CN112745934B (zh) 2022-09-27

Family

ID=75641223

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201911049466.XA Active CN112745934B (zh) 2019-10-31 2019-10-31 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN112745934B (zh)

Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN114456833B (zh) * 2020-10-22 2024-03-12 中国石油化工股份有限公司 催化裂化轻质产品脱硫方法及装置和生产低硫轻质油品的方法

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN100378205C (zh) * 2004-10-22 2008-04-02 中国石油化工股份有限公司 一种降低干气中c3以上组分含量的方法
CN101659876B (zh) * 2008-08-29 2012-12-12 中国石油天然气股份有限公司 一种催化裂化吸收稳定系统节能和多产丙烯的方法
CN103031149B (zh) * 2011-09-29 2015-11-25 中国石油化工股份有限公司 一种双反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN104479734B (zh) * 2014-11-12 2016-06-08 天津大学 催化裂化分馏和吸收稳定系统及节能方法
CN109722302B (zh) * 2017-10-31 2021-06-11 中国石油化工股份有限公司 一种裂化脱硫联合方法和装置以及催化裂化和吸附脱硫的组合工艺

Also Published As

Publication number Publication date
CN112745934A (zh) 2021-05-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US7291259B2 (en) Process for desulfurizing hydrocarbon fuels and fuel components
CN102839011B (zh) 一种吸附脱硫方法
CN103031143B (zh) 单反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN103773431B (zh) 一种汽油脱硫方法
CN103773432B (zh) 一种汽油脱硫方法
CN112745936B (zh) 催化裂化轻质产品脱硫方法、催化裂化生产低硫轻质油品的方法及装置
CN103031150B (zh) 双反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN112745934B (zh) 催化裂化轻质产品脱硫方法和装置
CN103031149B (zh) 一种双反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN107474876B (zh) 一种含硫原料吸附脱硫的方法和系统
CN110337487A (zh) 使用fcc进行油馏分的氧化脱硫和砜管理
US20220380689A1 (en) Method and apparatus for desulfurization and separation of catalytically cracked light product
CN112745933B (zh) 催化裂化轻质产品分离和脱硫方法以及装置
CN114456833B (zh) 催化裂化轻质产品脱硫方法及装置和生产低硫轻质油品的方法
CN112745937B (zh) 一种催化裂化轻质产品脱硫方法及装置
CN112745938B (zh) 一种催化裂化轻质产品脱硫和分离方法
CN112745935B (zh) 催化裂化轻质产品脱硫和分离方法及装置
CN107999043B (zh) 一种脱硫吸附剂再生方法和含硫烃吸附脱硫方法及装置
CN107469798B (zh) 一种硫吸附剂的再生方法
CN110249035A (zh) 使用fcc进行油馏分的氧化脱硫和砜管理
CN114437759B (zh) 一种沸腾床重质烃油脱硫方法和装置
CN103773440A (zh) 脱硫吸附剂的预处理方法和含硫的烃原料的脱硫方法
CN115678608B (zh) 一种汽油深度脱硫方法和系统
CN108018069B (zh) 一种含硫烃吸附脱硫方法及装置
CN116002616A (zh) 一种烃类制氢的方法和装置

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant