CN112745935B - 催化裂化轻质产品脱硫和分离方法及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了催化裂化轻质产品脱硫和分离方法及装置，将来自催化裂化装置分馏塔的塔顶气体引入吸附脱硫反应单元，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫，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。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，得到的精制汽油收率高、辛烷值损失少。

Description

催化裂化轻质产品脱硫和分离方法及装置
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，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。
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，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。该工艺处理催化裂化的轻质产品，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脱硫液收低、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和装置，得到脱硫后的干气、液化气和催化裂化稳定汽油。
本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，将来自催化裂化装置分馏塔的塔顶油气引入吸附脱硫反应单元，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫，得到反应油气进入气液分离罐中分离得到脱硫后的富气和脱硫后的粗汽油；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。
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，经分馏得到塔顶油气、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；
将来自催化裂化装置分馏塔的塔顶油气引入吸附脱硫反应单元和吸收稳定单元，采用上述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，得到脱硫后的干气，脱硫后的液化气和脱硫后的稳定汽油。
一种催化裂化轻质产物脱硫和分离的装置，该装置包括依次连通的催化裂化分馏塔、吸附脱硫单元和吸收稳定单元；所述的吸附脱硫单元包括流化床脱硫反应器、用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗和吸附剂再生器，所述的流化床脱硫反应器的油气出口连通气液分离罐；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以及装置的有益效果为：
本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，催化裂化分馏塔塔顶油气先经过吸附脱硫，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。富气和粗汽油经过吸附脱硫，富气中的低碳烯烃损失少。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。本发明提供的催化裂化轻质产品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-流化床脱硫反应器，3-气液分离罐，6-反应器接收器，8-闭锁料斗，11-再生器进料罐，14-吸附剂再生器，17-再生剂接收器，20-吸附剂还原器，1、4、5、7、9、10、12、13、15、16、18、19、21、22、23-管线；
24-吸收塔，25-解吸塔，26-再吸收塔，27-稳定塔，28、29、30、31、32、33、34、35、36-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和分离方法，将来自催化裂化装置分馏塔的塔顶油气引入吸附脱硫反应单元，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫，得到反应油气进入气液分离罐中分离得到脱硫后的富气和脱硫后的粗汽油；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，催化裂化装置分馏塔塔顶油气预热到所需温度后，从流化床脱硫反应器底部进入到反应器内，自下而上流动，与反应器中的脱硫吸附剂相接触进行脱硫，反应后的高载硫量待生吸附剂与油气分离后进入流化床再生器中与氧气接触进行再生，再生后的吸附剂经过还原后返回到脱硫反应器内进行循环使用。脱硫后的产品混合物经过气液分离装置得到脱硫后的富气和粗汽油，脱硫后的富气和粗汽油和/或部分稳定汽油进入到吸收塔中，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。
具体地说，所述的催化裂化装置分馏塔塔顶油气含有C1-C12的烃类组分，所述的塔顶油气的馏程包括催化裂化粗汽油和富气，硫含量为30~50000微克/克，最好在50微克/克以上。催化裂化塔顶油气中含有可能的氮气、二氧化碳、氢气和硫化氢等其它组分。
将催化裂化分馏塔塔顶油气加热到100 ~500℃，将上述加热后的催化裂化分馏塔塔顶油气作为流化床脱硫反应器的烃油原料，将烃油原料，或者烃油原料和供氢体的混合物从流化床反应器底部输送入反应器内，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1~10 h-1，氢油摩尔比为0.01-5、优选0.1~1的反应条件下，使含硫的烃油原料与脱硫吸附剂相接触进行吸附脱硫反应。
所述供氢体可以是氢气、含氢气体、本装置自产干气、催化裂化装置所产干气等，含氢气体中氢气体积分数优选在20%以上。
所述的烃油原料与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。
所述脱硫吸附剂从流化床反应器底部输送至流化床反应器中。
在所述的流化床脱硫反应器顶部的沉降分离段，设置有气固分离设备，反应油气和脱硫吸附剂进行气固分离，分离得到的载硫后的待生吸附剂经汽提脱除其吸附的烃类后，输送至吸附剂再生器中。
待生脱硫吸附剂输送至吸附剂再生器内，在再生温度为300 ~800 ℃、优选350 ~600 ℃，再生压力0.1~3.0 MPa、优选0.1~1.0 MPa的反应条件下，与从吸附剂再生器下端输入的再生气体接触，实现再生。再生气体包含氧气，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。
从吸附剂再生器中引出的再生后的脱硫吸附剂经汽提后脱除其吸附的杂质（如吸附的氧）后，提升输送至吸附剂还原器中。
输送至吸附剂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的还原条件下进行还原，还原气体为氢气或富含氢的气体。
还原后的脱硫吸附剂从反应器底部输送至流化床脱硫反应器中，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。
经气固分离得到的反应后的烃油产物经过换热后送往气液分离罐，得到脱硫后的富气和粗汽油。
所述的气液分离罐操作压力为0.2~4.0MPa，优选0.5~3.0MPa，操作温度为20~300℃，优选50~200℃。
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，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。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。
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（FCC）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20%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。
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流化床脱硫反应器2，反应器接收器6，用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗8，再生器进料罐11、吸附剂再生器14和再生器接收器17，所述的再生器接收器17经闭锁料斗、管线19连通吸附剂还原器20，所述的吸附剂还原器20与所述的流化床脱硫反应器底部连通。
预热后的催化裂化分馏塔塔顶油气与氢气经管线1从流化床脱硫反应器2底部进入，与流化床脱硫反应器2内的脱硫吸附剂接触进行吸附脱硫反应，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反应器2顶部的沉降分离段进行油剂分离，脱硫后的富气、粗汽油和氢气混合物经管线4送至气液分离罐3中，经冷凝气液分离，得到的富气经管线22排出，得到的粗汽油馏分经管线23送往后续的产品分离、稳定系统进行处理。
待生吸附剂从流化床脱硫反应器2上部转剂横管5送往反应器接收器6，在反应器接收器6中经汽提后经管线7送往闭锁料斗8，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9送往燃烧炉烧掉。待生吸附剂通过管线10输送至再生器进料罐11，待生吸附剂经提升气提升，通过管线12进入到吸附剂再生器14中。含氧气体通过管线13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14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15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16输送到再生器接收器17中，用氮气提升经管线18输送至闭锁料斗8，在闭锁料斗8中用氢气汽提置换并升压后转变为高压氢气环境，经管线19输送至还原器20内进行还原，还原后的再生吸附剂通过管线21输送至流化床脱硫反应器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，经吸附脱硫单元得到的脱硫后的富气经管线22和粗汽油和/或一部分稳定汽油经管线23进入到吸收塔24中，得到C2以上（不含C2）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35进入到再吸收塔26中，与管线28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31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29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36进入到解析塔25中除掉多余的C2以下组分（含C2），然后经管线37进入到稳定塔27中，在稳定塔27中分馏得到脱硫后的液化气32和脱硫后的催化裂化稳定汽油33。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。实施例中所使用的原料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，由中石化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，性质列于表1。各实施例反应条件及结果列于表2。
实施例和对比例中，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、液化气和汽油烃类组成采用气相色谱法分析测定。
其中乙烯饱和率、丙烯饱和率、汽油中的烯烃饱和率的计算方法为：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，进入汽油流化床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。分离得到的载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
在小型固定流化床反应装置上模拟对催化裂化分馏塔顶轻馏分同时进行吸附脱硫的反应效果。
以催化裂化分离塔的富气和粗汽油为原料，先进入吸附脱硫反应单元，再进入吸收稳定单元进行分离。采用如附图1吸附脱硫单元的流程，富气和粗汽油由底部进入流化床脱硫反应器中，采用的脱硫吸附剂为FCAS，在反应温度400℃、反应压力2.0MPa、重时空速为5h-1，氢油体积比45的反应条件下反应，反应完成的油气与脱硫吸附剂分离后进入气液分离罐3中降温分离出富气经管线22引出。吸收稳定单元流程如附图2所示，来自气液分离罐3中的富气由底部进入吸收塔中，吸收塔顶压力为1.405MPa，塔顶温度为34.5℃，塔底温度为43.3℃；气液分离罐3分离出的粗汽油经管线23引出由上部进入吸收塔中，与富气逆流接触吸收，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，再吸收塔塔顶压力为1.370MPa，塔顶温度为34.3℃，塔底温度为41.8℃，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,进行解吸处理，解吸塔塔顶压力为1.477MPa，塔顶温度为76.5℃，塔底温度为131.9℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为0.889MPa，塔顶温度为57.8℃，塔底温度为167.6℃，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。反应得到的脱硫后的干气、液化气和稳定汽油的性质见表2。
实施例2
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。以催化裂化分馏塔所产富气和粗汽油为原料，采用与实施例1相同的反应流程和脱硫吸附剂，不同的是，流化床脱硫反应器中反应油气和脱硫吸附剂接触在反应温度430℃、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，反应完成的油气与脱硫吸附剂分离后进入气液分离罐中降温分离出富气和粗汽油。来自气液分离罐的富气由底部进入吸收塔中，吸收塔顶压力为1.432MPa，塔顶温度为33.8℃，塔底温度为45.6℃；气液分离罐分离出的粗汽油引出由上部进入吸收塔中，与富气逆流接触吸收，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，再吸收塔塔顶压力为1.395MPa，塔顶温度为35.9℃，塔底温度为45.1℃，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,进行解吸处理，解吸塔塔顶压力为1.562MPa，塔顶温度为80.9℃，塔底温度为143.5℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为0.912MPa，塔顶温度为59.8℃，塔底温度为172.3℃，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。反应得到的脱硫后的干气、液化气和稳定汽油的性质见表2。
由表2结果可见，采用本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，能够同时实现干气和液化气的脱硫，干气和液化气收率分别上升了0.1个百分点，稳定汽油收率提高了0.4-0.5个百分点，稳定汽油硫含量降低，辛烷值损失减小。
表1 脱硫吸附剂的性质
元素组成,重量%
ZnO 58.5
NiO 20.1
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub> 12.6
SiO<sub>2</sub> 8.8
比表面积,m<sup>2</sup>/g 28
孔容，cm<sup>3</sup>/g 0.21
表2
Figure 640403DEST_PATH_IMAGE002

Claims (10)

1.一种催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，将来自催化裂化装置分馏塔的塔顶油气引入吸附脱硫反应单元的流化床脱硫反应器，在临氢条件下与脱硫吸附剂接触脱硫，得到反应油气进入气液分离罐中分离得到脱硫后的富气和脱硫后的粗汽油；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；
其中，所述的流化床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0.01~5；
所述的脱硫吸附剂包括脱硫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%。
2.按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，催化裂化分馏塔塔顶油气由底部引入流化床脱硫反应器中，与由底部进入反应器的脱硫吸附剂接触进行脱硫反应，同时向上流动，在流化床脱硫反应器上部进行气固分离，分离得到的反应油气进入吸收稳定单元；分离得到的载硫脱硫吸附剂进入吸附剂再生器与含氧气体进行焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回至流化床脱硫反应器中。
3.按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，所述的流化床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1~10 h-1，氢油摩尔比为0.1~1。
4.按照权利要求2所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，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。
5.按照权利要求4所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，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。
6.按照权利要求1所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，所述的气液分离罐的操作条件为：压力为0.2~4.0MPa，温度为20~300℃；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℃。
7.按照权利要求6所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，所述的气液分离罐的操作条件为：压力为0.5~3.0MPa，温度为50~200℃；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℃。
8.按照权利要求1或2所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，其特征在于，所述的催化裂化装置分馏塔塔顶油气含有C1-C12的烃类组分，其硫含量为30~50000微克/克。
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，经分馏得到塔顶油气、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塔顶油气引入吸附脱硫反应单元和吸收稳定单元，采用权利要求1-8中任意一项所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，得到脱硫后的干气，脱硫后的液化气和脱硫后的稳定汽油。
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中任意一项所述的催化裂化轻质产品脱硫和分离方法，该装置包括依次连通的催化裂化分馏塔、吸附脱硫单元和吸收稳定单元；所述的吸附脱硫单元包括：依次连通的流化床脱硫反应器（2）、反应器接收器（6）、用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗（8）、再生器进料罐（11）、吸附剂再生器（14）和再生器接收器（17），所述的再生器接收器（17）经闭锁料斗（8）连通吸附剂还原器（20），所述的吸附剂还原器（20）与所述的流化床脱硫反应器（2）底部连通；所述的催化裂化分馏塔的塔顶油气出口连通流化床脱硫反应器（2）底部，所述的流化床脱硫反应器顶部设有沉降分离段，沉降分离段底部与反应器接收器连通；所述的沉降分离段顶部的油气出口连通气液分离罐；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；所述的气液分离罐的气相出口连通所述的吸收塔底部，所述的气液分离罐的液相出口连通所述的吸收塔上部。
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