CN112745937B - 一种催化裂化轻质产品脱硫方法及装置 - Google Patents

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Abstract

一种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引入第一脱硫反应器，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；部分脱硫吸附剂进入到第二脱硫反应器中，与预热到所需温度的催化裂化富气接触反应，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，反应油气和吸附剂气固分离；(2)分离得到的载硫吸附剂与含氧气体在吸附剂再生器中焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部循环使用；(3)分离得到的反应油气经气液分离罐分离为脱硫后的富气和粗汽油，分别送至吸收稳定系统进一步分离，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，得到的精制汽油收率高、辛烷值损失少。

Description

一种催化裂化轻质产品脱硫方法及装置
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、辛烷值损失少等特点，可以生产硫含量为30 微克/克以下的燃料油。所用吸附剂以氧化锌、硅石和氧化铝混合物为载体。活性组分为负载的还原态金属，由负载于载体上的钴、镍、铜、铁、锰、钼、钨、银、锡、钒等中的一种或几种构成。在0.1~10.3MPa、37.7~537.7 ℃、重时空速为0.5~50 h-1和临氢的条件下，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。该工艺通常用于处理催化裂化的轻质产品，例如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和供氢体由底部引入第一脱硫反应器，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；部分脱硫吸附剂通过滑阀控制进入到第二脱硫反应器中，与预热到所需温度的催化裂化富气或者富气和供氢体接触进行脱硫反应，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，在第一脱硫反应器上部的沉降区气固分离；
（2）分离得到的待生脱硫吸附剂与含氧气体在吸附剂再生器中焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部循环使用；
（3）分离得到的反应油气经气液分离罐分离为脱硫后的富气和粗汽油，分别送至吸收稳定系统进一步分离，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第一脱硫反应器和第二脱硫反应器，采用上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。
一种催化裂化轻质产品脱硫装置，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、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吸附剂还原器，所述的吸附剂还原器与所述的第一脱硫反应器底部连通，所述的第一脱硫反应器的中下部连通第二脱硫反应器，所述的第二脱硫反应器的顶部连通所述第一脱硫反应器的上部；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方法的有益效果为：
本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫方法，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。富气和粗汽油经过吸附脱硫，富气中的低碳烯烃损失少。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。
本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫方法，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。
本发明提供的催化裂化轻质产物脱硫方法，采用两个脱硫反应器分别处理粗汽油和富气，实现了两个脱硫反应器相对的独立操作，减少了富气脱硫时的烯烃饱和。
附图说明
附图1为本发明提供的方法一种实施方式吸附脱硫单元的流程示意图。
附图2为本发明提供的方法一种实施方式吸收稳定单元的流程示意图。
附图3为本发明提供的方法第二种实施方式吸附脱硫单元的流程示意图。
附图4为本发明提供的方法第二种实施方式吸收稳定单元的流程示意图。
其中：
2-第一脱硫反应器，6、第二脱硫反应器，9-吸附剂接收器，11-闭锁料斗，14-再生器进料罐，17-吸附剂再生器，20-再生器接收器，23-还原器，1、3、4、5、7、8、10、12、13、15、16、18、19、21、22、24、26-管线；34-吸收塔，35-解吸塔，36-再吸收塔，37-稳定塔，44-气液分离罐，29、30、31、32、33、38、40、41、42、43、45-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和供氢体由底部引入第一脱硫反应器，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；部分脱硫吸附剂通过滑阀控制进入到第二脱硫反应器中，与预热到所需温度的催化裂化富气或者富气和供氢体接触进行脱硫反应，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，在第一脱硫反应器上部的沉降区气固分离；
（2）分离得到的待生脱硫吸附剂与含氧气体在吸附剂再生器中焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部循环使用；
（3）分离得到的反应油气经气液分离罐分离为脱硫后的富气和粗汽油，分别送至吸收稳定系统进一步分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油。
优选地，所述的第二脱硫反应器上部设有沉降区和气固分离设备，所述的第二脱硫反应器中的反应油气和脱硫吸附剂经气固分离后，分离得到的反应油气直接送至吸收稳定系统进一步分离。
优选地，所述的第一脱硫反应器和所述的第二脱硫反应器为流化床反应器。
本发明提供的方法中，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和供氢体的混合物预热到100~500℃、优选200~450℃。将上述加热后的粗汽油作为第一脱硫反应器的原料，从第一流化床脱硫反应器底部进入到反应器内，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，在第一脱硫反应器由下至上20%-60%的位置，部分载部分硫的脱硫吸附剂通过滑阀控制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，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，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。分离得到的反应油气送入气液分离罐中分离为脱硫后的粗汽油和富气。分离得到的高载硫量待生吸附剂进入吸附剂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第一脱硫反应器内进行循环使用。
优选地，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，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。分离得到的反应油气为脱硫后富气，进入吸收稳定系统中进一步分离。所述的第一脱硫反应器顶部气固分离得到的反应油气为脱硫后的粗汽油。
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。
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，最好在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（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，在温度200~550℃、优选300~500℃，绝对压力0.5~5 MPa、优选1.0~3.5MPa，油气原料的重时空速0.1~100h-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。
所述的第一脱硫反应器中，部分载部分硫的脱硫吸附剂通过滑阀控制进入到第二脱硫反应器中，与从反应器底部进入的富气或者富气和供氢体的混合物相接触进行脱硫反应。
所述的富气硫含量在30微克/克以上，最好在50微克/克以上。将富气或者富气和供氢体的预热温度为100 ~500 ℃、优选250~450℃。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。
将上述加热后的富气和/或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250 ~550 ℃、优选350~500 ℃，绝对压力0.5~5 MPa、优选1.0~3.5MPa，油气原料的重时空速0.1~100 h-1、优选1~20 h-1，氢油摩尔比为0.01-1000、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。
所述第一脱硫反应器中的待生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 ℃，再生压力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，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。
当第二脱硫反应器中的油气和脱硫吸附剂返回第一脱硫反应器中，第一脱硫反应器中分离出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℃。
当第二脱硫反应器上部设有管径扩大的沉降段和气固分离设备，所述的第二脱硫反应器内的反应油气和脱硫吸附剂在反应器顶部进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气和氢气混合物。第二脱硫反应器中的脱硫吸附剂返回所述的第一脱硫反应器中。
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。所述的稳定汽油优选本装置所产脱硫后的稳定汽油。
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℃。
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。
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，反应器接收器9，用于将反应-再生系统隔离的闭锁料斗11，再生器进料罐14和吸附剂再生器17，所述的吸附剂再生器17依次连通再生器接收器20，闭锁料斗11和吸附剂还原器23；所述的吸附剂还原器23与所述的第一脱硫反应器底部连通，为第一脱硫反应器提供脱硫吸附剂。其中第一脱硫反应器2的中下部与第二脱硫反应器6底部连通，第二脱硫反应器顶部与所述的第一脱硫反应器上部连通。
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。在第一脱硫反应器由下至上20%-60%的位置，部分脱硫吸附剂通过滑阀控制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和/或和供氢体的混合物相接触进行脱硫反应。
反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，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。载部分硫的脱硫吸附剂从第一脱硫反应器经转剂横管8送往反应器接收器9，在反应器接收器9中经汽提后经管线10送往闭锁料斗11，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12送往燃烧炉烧掉。载硫吸附剂通过管线13输送至再生器进料罐14，载硫吸附剂经提升气提升，通过管线15进入到吸附剂再生器17中。含氧气体通过管线16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17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18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19输送到再生器接收器20中，用氮气提升经管线21输送至闭锁料斗11，在闭锁料斗11中用氢气汽提置换并升压转变为高压氢气环境，经管线22输送至还原器23内进行还原，还原后的后再生吸附剂通过管线24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，脱硫后的反应油气经管线3进入到气液分离罐44中，在气液分离罐中进行水冷冷却分离，分离得到的脱硫后的富气经管线43引出进入吸收塔34底部，得到的脱硫后的粗汽油和/或一部分稳定汽油经管线进入到吸收塔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及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。
附图3和附图4为本发明提供的催化裂化轻产品脱硫方法的第二种实施方式的流程示意图，其中附图3为第二种实施方式的吸附脱硫单元的流程示意图。附图4为第二种实施方式的吸收稳定单元的流程示意图。由附图3可见，第二脱硫反应器6上部设有管径扩大的沉降段，沉降段内设有气固分离设备，在第二脱硫反应器内反应的反应油气和与脱硫吸附剂进行气固分离，分离得到的反应油气为脱硫后的富气；分离出的脱硫吸附剂返回第一脱硫反应器中。
如附图4所示，吸收稳定单元不设有气液分离罐，来自吸附脱硫单元的脱硫后的富气经管线26引入吸收塔34的底部，来自吸附脱硫单元的脱硫后的粗汽油经管线3由上部引入吸收塔中，与富气逆流接触吸收。
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。脱硫吸附剂的组成和物化性质见表1。
实施例和对比例中，干气和液化气中的硫含量采用气相色谱法测定，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1-4说明本发明提供的催化裂化轻质产品脱硫方法的效果。
实施例1
采用如附图1吸附脱硫单元的流程，第一、第二脱硫反应器为固定流化床反应装置，脱硫吸附剂由底部进入第一脱硫反应器，粗汽油和氢气由底部引入第一脱硫反应器中，与脱硫吸附剂接触吸附脱硫，在反应温度410℃、反应压力2.3 MPa、重时空速为5 h-1，氢油体积比40的条件下反应。在第一脱硫反应器由下至上20%的位置引流部分载硫脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器内，富气由底部进入第二脱硫反应器内，与脱硫吸附剂接触吸附脱硫，在反应温度为430℃，反应压力为2.3MPa，重时空速为8 h-1条件下进行脱硫反应。反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，进入第一脱硫吸附剂的位置在由下至上70%处。反应油气与脱硫吸附剂在第一反应器中实现分离。
吸收稳定单元流程如附图2所示，反应后油气在气液分离罐中分离得到脱硫后富气和粗汽油组分，气液分离罐的操作条件为：压力为1.926MPa，温度为86℃。脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，吸收塔顶压力为1.853MPa，塔顶温度为55.6℃，塔底温度为68.2℃；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1.730MPa，塔顶温度为51.2℃，塔底温度为62.8℃，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1.890MPa，塔顶温度为88.5℃，塔底温度为162.7℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为1.251MPa，塔顶温度为68.7℃，塔底温度为189.6℃，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。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，采用的脱硫吸附剂和反应流程同实施例1。所不同的是：第一脱硫反应器的操作条件为，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。在第一脱硫反应器由下至上50%的位置引流部分载硫脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器内，第二脱硫反应器内，在反应温度为430 ℃，反应压力为1.4MPa，重时空速为12 h-1条件下进行脱硫反应，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器，进入第一脱硫吸附剂的位置在由下至上90%处。
吸收稳定单元流程如附图2所示，吸收稳定流程同实施例1，其中：吸收塔顶压力为1.806MPa，塔顶温度为55.2℃，塔底温度为67.5℃；再吸收塔塔顶压力为1.711MPa，塔顶温度为50.5℃，塔底温度为62.1℃，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气；解吸塔塔顶压力为1.838MPa，塔顶温度为85.1℃，塔底温度为160.4℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为1.202MPa，塔顶温度为65.3℃，塔底温度为185.2℃，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油。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3
采用的脱硫吸附剂和反应流程同实施例1。所不同的是：吸附脱硫单元如附图3所示，和第一脱硫反应器的操作条件为，反应温度380 ℃、反应压力2.5 MPa、重时空速为7 h-1，氢油体积比60在第一脱硫反应器由下至上60%的位置引流部分载硫脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器内；第二脱硫反应器的操作条件为，反应温度为445℃，反应压力为1.0 MPa，重时空速为5 h-1。反应后富气与脱硫吸附剂在第二脱硫反应器中分离后，脱硫后富气送往吸收稳定系统，脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，进入第一脱硫吸附剂的位置在由下至上90%处。脱硫后粗汽油与吸附剂在第一反应器中实现分离。
吸收稳定单元流程如附图4所示，脱硫后的富气由底部进入吸收塔中，吸收塔顶压力为1.453MPa，塔顶温度为33.6℃，塔底温度为45.1℃；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1.389MPa，塔顶温度为35.6℃，塔底温度为45.7℃，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1.623MPa，塔顶温度为63.9℃，塔底温度为145.4℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为0.935MPa，塔顶温度为52.4℃，塔底温度为173.1℃，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。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4
采用的脱硫吸附剂和反应流程同实施例3。所不同的是：第一脱硫反应器的操作条件为反应温度430℃、反应压力1.4 MPa、重时空速为8 h-1，氢油体积比200。在第一脱硫反应器由下至上30%的位置引流部分载硫脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器内；第二脱硫反应器的操作条件为：反应温度为380℃，反应压力为0.5 MPa，重时空速为1 h-1，反应后富气与脱硫吸附剂在第二脱硫反应器中分离后，脱硫后富气送往吸收稳定系统，脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，进入第一脱硫吸附剂的位置在由下至上80%处。吸收稳定流程同实施例3，其中：吸收塔顶压力为1.286MPa，塔顶温度为30.5℃，塔底温度为40.2℃；再吸收塔塔顶压力为1.175MPa，塔顶温度为31.8℃，塔底温度为41.4℃，再吸收塔塔顶得到脱硫后的干气；解吸塔塔顶压力为1.539MPa，塔顶温度为58.6℃，塔底温度为137.8℃，塔底产物送往稳定塔，稳定塔塔顶压力为0.783MPa，塔顶温度为45.1℃，塔底温度为153.3℃，在稳定塔中分馏得到脱硫后液化气和稳定汽油。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1.8-5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
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 DEST_PATH_IMAGE002

Claims (12)

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和供氢体由底部引入第一脱硫反应器，与脱硫吸附剂接触脱硫并向上流动；部分脱硫吸附剂通过滑阀控制进入到第二脱硫反应器中，与预热到所需温度的催化裂化富气或者富气和供氢体的混合物接触进行脱硫反应，反应后富气与脱硫吸附剂返回至第一脱硫反应器中，在第一脱硫反应器上部的沉降区气固分离；
（2）分离得到的待生脱硫吸附剂与含氧气体在吸附剂再生器中焙烧再生，再生后的脱硫吸附剂经还原后返回第一脱硫反应器底部循环使用；
（3）分离得到的反应油气经气液分离罐分离为脱硫后的富气和粗汽油，分别送至吸收稳定系统进一步分离，得到脱硫后的干气、液化气和稳定汽油；
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；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250 ~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，所述的第二脱硫反应器上部设有沉降区和气固分离设备，所述的第二脱硫反应器中的反应油气和脱硫吸附剂经气固分离后，分离得到的反应油气直接送至吸收稳定系统进一步分离，脱硫吸附剂返回到所述的第一脱硫反应器中。
3.按照权利要求1或2所述的催化裂化轻质产品脱硫方法，其特征在于，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。
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。
5. 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1.0~3.5 MPa，油气原料的重时空速为1~20h-1，氢油摩尔比为0.05~300。
6. 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。
7. 按照权利要求6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。
8.按照权利要求3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℃。
9.按照权利要求8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℃。
10.一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第一脱硫反应器和第二脱硫反应器，采用权利要求1-9中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。
11.一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1-9中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、反应器接收器、闭锁料斗、再生器进料罐、吸附剂再生器，所述的吸附剂再生器依次连通再生器接收器、闭锁料斗和吸附剂还原器，所述的吸附剂还原器与所述的第一脱硫反应器底部连通，来自催化裂化分馏塔的粗汽油原料入口设置在第一脱硫反应器底部，来自催化裂化分馏塔的富气原料入口设置在第二脱硫反应器底部；所述的第一脱硫反应器由下至上20~60%的位置与所述的第二脱硫反应器的底部连通，以使得部分脱硫吸附剂进入第二脱硫反应器中，所述的第二脱硫反应器的顶部连通所述第一脱硫反应器的上部；所述的第一脱硫反应器顶部设有沉降分离段，沉降分离段底部连通所述的反应器接收器；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；所述的第一脱硫反应器顶部出口连通气液分离罐，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。
12.按照权利要求11的催化裂化轻质产品分离和脱硫装置，其特征在于，所述的第一脱硫反应器由下至上60-90%的位置与所述的第二脱硫反应器的顶部连通，所述的第一脱硫反应器上部沉降段内设有气固分离设备，所述的第二脱硫反应器上部设有或者不设有气固分离设备。
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Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102839011A (zh) * 2011-06-23 2012-12-26 中国石油化工股份有限公司 一种吸附脱硫方法
CN103031150A (zh) * 2011-09-29 2013-04-10 中国石油化工股份有限公司 双反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN103031149A (zh) * 2011-09-29 2013-04-10 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

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102839011A (zh) * 2011-06-23 2012-12-26 中国石油化工股份有限公司 一种吸附脱硫方法
CN103031150A (zh) * 2011-09-29 2013-04-10 中国石油化工股份有限公司 双反应器同时脱除汽油和液化气中硫化物的方法
CN103031149A (zh) * 2011-09-29 2013-04-10 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

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