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一种焦化 汽油的加工方法和系统

阅读：2发布：2021-10-03

专利汇可以提供一种焦化汽油的加工方法和系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及一种焦化汽油的加工方法和系统，该方法包括：将焦化汽油原料引入吸附脱附反应器中与正构烷烃吸附剂接触并进行吸附分离反应，得到吸附有正构烷烃的吸附剂和吸余油；将所得吸附有正构烷烃的吸附剂采用脱附气体进行脱附处理，得到脱附后的吸附剂和脱附油；将脱附油和吸余油引入催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂；将所得反应产物和待生催化剂进行分离，将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将至少部分所得再生催化剂返回催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用。采用本发明的方法和系统进行加工焦化汽油，具有高乙烯和丙烯产率。，下面是一种焦化汽油的加工方法和系统专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种焦化汽油的加工方法，该方法包括：
将焦化汽油原料引入吸附脱附反应器中与正构烷烃吸附剂接触并进行吸附分离反应，得到吸附有正构烷烃的吸附剂和吸余油；
将所得吸附有正构烷烃的吸附剂采用脱附气体进行脱附处理，得到脱附后的吸附剂和脱附油；
将脱附油和吸余油引入催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，其中，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游；
将所得反应产物和待生催化剂进行分离，将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将至少部分所得再生催化剂返回催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述焦化汽油原料中正构烷烃含量为6-30重量％，烯烃含量为20-40重量％，氮含量为100-1000微克/克；
所述吸余油中氮含量为60-600微克/克；
所述脱附油中正构烷烃含量为90-98重量％，氮含量为0-100微克/克。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述吸附脱附反应器为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述正构烷烃吸附剂为选自活性炭、活性炭纤维、炭化树脂硅胶、天然沸石、合成沸石和活性氧化铝中的一种或多种。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述吸附分离反应的条件包括：温度为250-380℃，焦化汽油原料的重时空速为0.1-20小时-1；
所述脱附处理的条件包括：温度为300-450℃，脱附气体为氮气或氢气，脱附气体的重时空速为100-200小时-1。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解反应器为提升管反应器。
7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为2％-20％。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为560-
750℃，反应时间为1-10秒，剂油重量比为1-100，水油重量比为(0.01-1)：1，所述脱附油和吸余油的单位时间进料重量比为1：(2.5-4.0)。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为580-
720℃，反应时间为2-6秒，剂油重量比为10-50。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为600-
680℃，反应时间为2-4秒，剂油重量比为20-40。
11.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将脱附油和吸余油进行预热后再引入催化裂解反应器中，预热后的脱附油和预热后的吸余油的温度各自独立地为350-450℃。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，以干基计并以催化剂的总重量为基准，所述催化裂解催化剂包括1-60重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石包括50-100重量％的中孔沸石和0-50重量％的大孔沸石。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石包括70-100重量％的中孔沸石和0-30重量％的大孔沸石。
14.根据权利要求12所述的方法，其中，所述中孔沸石为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石为选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；
所述无机氧化物为二氧化硅和/或三氧化二铝；
所述粘土为高岭土和/或多水高岭土。
15.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：将来自再生器的再生催化剂送入脱气罐中进行脱气后再送入催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用，脱气罐脱气所得含氧气体返回再生器中。
16.一种焦化汽油的加工系统，该系统包括吸附脱附反应器、催化裂解反应器、油剂分离设备和再生器；
所述吸附脱附反应器设置有焦化汽油原料入口、脱附气体入口、吸余油出口和脱附油出口，所述催化裂解反应器设置有脱附油进料口、吸余油进料口、催化剂入口和油剂出口，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；
所述吸附脱附反应器的吸余油出口与所述催化裂解反应器的吸余油进料口流体连通，所述吸附脱附反应器的脱附油出口与所述催化裂解反应器的脱附油进料口流体连通，所述催化裂解反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述催化裂解反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离设备的催化剂出口流体连通。
17.根据权利要求16的系统，其中，所述吸附脱附反应器为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器；
所述催化裂解反应器为提升管反应器，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为2％-20％。
18.根据权利要求16的系统，其中，所述系统还包括脱气罐，所述催化裂解反应器的催化剂入口通过所述脱气罐与所述再生器的催化剂出口流体连通；和/或
所述系统还包括预热所述脱附油和/或吸余油的预热设备。

说明书全文

一种焦化汽油的加工方法和系统

技术领域

[0001] 本发明涉及一种焦化汽油的加工方法和系统。

背景技术

[0002] 乙烯和丙烯是重要的石油化学工业基础原料。目前，世界上约98％的乙烯来自于管式炉蒸汽裂解技术，在乙烯生产原料中，石脑油占46％，乙烷占34％。大约62％丙烯来自蒸汽裂解制乙烯的联产。蒸汽裂解技术已日臻完善，并且是大量消耗能源的过程，又受使用而高温材质的局限，进一步改进的潜力已很小。

[0003] 焦化是石油炼制中重要热加工过程，焦化过程产生的焦化汽油是一种低品质汽油，富含烯烃，并且硫、氮化合物和二烯烃等杂质含量高，具有恶臭、稳定性差和辛烷值低等特点，必须经二次加工改善其使用性能。

[0004] 美国专利USP5685972公开了一种先对焦化汽油进行加氢脱硫处理，再用金属改性ZSM-5分子筛催化剂对焦化汽油进行芳构化改质来提高汽油辛烷值的方法。

[0005] 中国专利CN1715372A公开了一种焦化汽油重整方法，该发明将加氢焦化馏分油进行馏分切割，获得具有适宜馏程范围的重整原料油，然后在催化重整的反应条件下对焦化汽油进行重整，生产高辛烷值汽油调和组分。

[0006] 中国专利CN 1160746披露了一种提高汽油辛烷值的催化转化方法。该方法是将直馏汽油、焦化汽油等低品质汽油注入提升管反应器下部，使其优先与再生催化剂接触并反应；反应温度600-700℃，重时空速1-180h-1，剂油比6-180。该方法可提高低品质汽油的辛烷值，并在一定程度上降低汽油烯烃含量。

[0007] 中国专利CN1069054采用双提升管反应器的进行反应，将包括催化裂化粗汽油、焦化汽油在内的低品质汽油注入提升管反应器，利用高温、大剂油比的反应条件实现对低品质汽油的催化改质，以提高液化气产率和汽油辛烷值。

[0008] 中国专利CN201110420264提供了一种焦化汽油的改质方法，焦化汽油在选择性裂化催化剂作用下进行选择性裂化反应，反应产物经气液分离，分离的液体产物进行芳构化反应，芳构化反应的液体产物进行加氢脱硫，所有反应产物经分馏，得到低碳烯烃产物的加氢精制芳构化油，该方法能提高低碳烯烃选择性和收率，降低干气和焦炭产率。

[0009] 上述方法中，加氢精制的方法可以降低焦化汽油杂质和烯烃含量，提高安定性，作为汽油调和组分，但因其辛烷值低，仍会对炼厂汽油池辛烷值造成较大影响。焦化汽油可以直接进入催化裂解装置进行裂解，存在的问题是较高的氮含量会加快裂化催化剂的失活，影响产品分布，同时汽油中烷烃裂化反应活性低，大量未反应的烷烃进入汽油产品中影响汽油辛烷值。焦化汽油作为重整原料时，由于其芳潜低，掺炼比例过大会影响重整汽油的辛烷值和重整产氢率，一般掺炼比例在30％以下。近年来，在环保要求日趋严格、汽油产品质量不断升级、化工原料需求旺盛的情况下，如何尽量降低焦化汽油杂质和烯烃含量并大幅度提高其辛烷值，或最大化地将焦化汽油转化为乙烯、丙烯等化工原料是迫切眉睫的任务。

发明内容

[0010] 本发明的目的是提供一种焦化汽油的加工方法和系统，采用本发明的方法和系统进行加工焦化汽油，具有高乙烯和丙烯产率。

[0011] 为了实现上述目的，本发明提供一种焦化汽油的加工方法，该方法包括：

[0012] 将焦化汽油原料引入吸附脱附反应器中与正构烷烃吸附剂接触并进行吸附分离反应，得到吸附有正构烷烃的吸附剂和吸余油；

[0013] 将所得吸附有正构烷烃的吸附剂采用脱附气体进行脱附处理，得到脱附后的吸附剂和脱附油；

[0014] 将脱附油和吸余油引入催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，其中，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游；

[0015] 将所得反应产物和待生催化剂进行分离，将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将至少部分所得再生催化剂返回催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用。

[0016] 可选的，所述焦化汽油原料中正构烷烃含量为6-30重量％，烯烃含量为20-40重量％，氮含量为100-1000微克/克；

[0017] 所述吸余油中氮含量为60-600微克/克；

[0018] 所述脱附油中正构烷烃含量为90-98重量％，氮含量为0-100微克/克。

[0019] 可选的，所述吸附脱附反应器为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器。

[0020] 可选的，所述正构烷烃吸附剂为选自活性炭、活性炭纤维、炭化树脂硅胶、天然沸石、合成沸石和活性氧化铝中的一种或多种。

[0021] 可选的，所述吸附分离反应的条件包括：温度为250-380℃，焦化汽油原料的重时空速为0.1-20小时-1；

[0022] 所述脱附处理的条件包括：温度为300-450℃，脱附气体为氮气或氢气，脱附气体的重时空速为100-200小时-1。

[0023] 可选的，所述催化裂解反应器为提升管反应器。

[0024] 可选的，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为2％-20％。

[0025] 可选的，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为560-750℃，反应时间为1-10秒，剂油重量比为1-100，水油重量比为(0.01-1)：1，所述脱附油和吸余油的单位时间进料重量比为1：(2.5-4.0)。

[0026] 可选的，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为580-720℃，反应时间为2-6秒，剂油重量比为10-50。

[0027] 可选的，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为600-680℃，反应时间为2-4秒，剂油重量比为20-40。

[0028] 可选的，所述方法还包括：将脱附油和吸余油进行预热后再引入催化裂解反应器中，预热后的脱附油和预热后的吸余油的温度各自独立地为350-450℃。

[0029] 可选的，以干基计并以催化剂的总重量为基准，所述催化裂解催化剂包括1-60重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；

[0030] 以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石包括50-100重量％的中孔沸石和0-50重量％的大孔沸石。

[0031] 可选的，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石包括70-100重量％的中孔沸石和0-30重量％的大孔沸石。

[0032] 可选的，所述中孔沸石为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石为选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；

[0033] 所述无机氧化物为二氧化硅和/或三氧化二铝；

[0034] 所述粘土为高岭土和/或多水高岭土。

[0035] 可选的，所述方法还包括：将来自再生器的再生催化剂送入脱气罐中进行脱气后再送入催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用，脱气罐脱气所得含氧气体返回再生器中。

[0036] 本发明还提供一种焦化汽油的加工系统，该系统包括吸附脱附反应器、催化裂解反应器、油剂分离设备和再生器；

[0037] 所述吸附脱附反应器设置有焦化汽油原料入口、脱附气体入口、吸余油出口和脱附油出口，所述催化裂解反应器设置有脱附油进料口、吸余油进料口、催化剂入口和油剂出口，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；

[0038] 所述吸附脱附反应器的吸余油出口与所述催化裂解反应器的吸余油进料口流体连通，所述吸附脱附反应器的脱附油出口与所述催化裂解反应器的脱附油进料口流体连通，所述催化裂解反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述催化裂解反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离设备的催化剂出口流体连通。

[0039] 可选的，所述吸附脱附反应器为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器；

[0040] 所述催化裂解反应器为提升管反应器，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为2％-20％。

[0041] 可选的，所述系统还包括脱气罐，所述催化裂解反应器的催化剂入口通过所述脱气罐与所述再生器的催化剂出口流体连通；和/或

[0042] 所述系统还包括预热所述脱附油和/或吸余油的预热设备。

[0043] 本发明将焦化汽油中反应活性较低的正构烷烃组分(即脱附油)与反应活性较高的非正构烷烃组分(即吸余油)进行分离，正构烷烃组分单独进入催化裂解反应器与再生催化剂接触反应，减少了非正构烷烃组分对催化剂活性中心的竞争反应，提高了正构烷烃组分的催化裂解反应性能，从而提高了焦化汽油催化裂解过程中乙烯和丙烯的产率。

[0044] 本发明可以通过正构烷烃组分与再生催化剂优先接触进行裂解反应，使再生催化剂上少量积炭，合理地调节催化剂性质，减少了催化剂上强酸中心数量，为具有较高反应活性的非正构烷烃尤其是烯烃提供了适宜的催化剂酸性，提高了乙烯和丙烯产率与选择性。

[0045] 本发明可以使焦化汽油中的氮化合物在吸附分离过程中得以部分脱除，减少了氮化合物在催化裂解催化剂上的吸附对催化剂活性中心的毒害作用。

[0046] 本发明不仅解决了焦化汽油的合理、高效利用问题，同时也解决了石化原料短缺的问题，提高了石化行业的经济效益和社会效益。

[0047] 本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明

[0048] 附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

[0049] 图1包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。

[0050] 附图标记说明

[0051] 1 提升管反应器 2 再生器 3 沉降器

[0052] 4 汽提段 5 脱气罐 6 旋风分离器

[0053] 7 集气室 8 待生斜管 9 待生滑阀

[0054] 10 管线 11 管线 12 再生斜管

[0055] 13 再生滑阀 14 管线 15 管线

[0056] 16 管线 17 管线 18 管线

[0057] 19 管线 20 大油气管线 21 管线

[0058] 22 空气分配器 23 管线 24 旋风分离器

[0059] 25 烟气管道 26 吸附脱附反应器 27 管线

[0060] 28 管线 29 管线 30 管线

[0061] 31 加热炉

具体实施方式

[0062] 以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

[0063] 本发明提供一种焦化汽油的加工方法，该方法包括：

[0064] 将焦化汽油原料引入吸附脱附反应器中与正构烷烃吸附剂接触并进行吸附分离反应，得到吸附有正构烷烃的吸附剂和吸余油；

[0065] 将所得吸附有正构烷烃的吸附剂采用脱附气体进行脱附处理，得到脱附后的吸附剂和脱附油；

[0066] 将预热后的脱附油和预热后的吸余油引入催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，其中，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游；

[0067] 将所得反应产物和待生催化剂进行分离，将所得待生催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将至少部分所得再生催化剂返回催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用。

[0068] 根据本发明，焦化汽油(英文名称：Coker Naphtha)，又称焦化石脑油，是延迟焦化过程生产得到汽油馏分。本发明焦化汽油原料中正构烷烃含量可以为6-30重量％，烯烃含量可以为20-40重量％，氮含量可以为100-1000微克/克。

[0069] 根据本发明，吸附分离反应和脱附处理可以将焦化汽油中部分氮去除，还可以使脱附油富含正构烷烃，例如所述吸余油中氮含量可以为60-600微克/克；所述脱附油中正构烷烃含量可以为90-98重量％，氮含量可以为0-100微克/克，所述吸附脱附反应器可以为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器，优选为固定床反应器。所述正构烷烃吸附剂可以为选自活性炭、活性炭纤维、炭化树脂硅胶、天然沸石、合成沸石和活性氧化铝中的一种或多种，当在固定床反应器中进行时，优选采用沸石作为正构烷烃吸附剂。所述吸附分离反应的条件可以包括：温度为250-380℃，焦化汽油原料的重时空速(单位时间内焦化汽油原料进料与反应器中吸附剂的重量比)为0.1-20小时-1；所述脱附处理的条件可以包括：温度为300-450℃，脱附气体为氮气或氢气，脱附气体可以作为输送脱附油的载气送入催化裂解反应器中进行反应，脱附气体的重时空速(单位时间内脱附气体进料与反应器中吸附剂的重量比)为100-200小时-1。

[0070] 根据本发明，催化裂解是本领域技术人员所熟知的，催化裂解反应器可以为各种反应器，例如可以为选自提升管反应器和/或流化床反应器，优选为提升管反应器，脱附油和吸余油从不同的进料口进入提升管反应器，每个进料口进料的比例可以相同，也可以不同，进料口的数量可以为两个或两个以上，优选为两个，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距可以占提升管反应器总高度的比例为2％-20％。提升管反应器可以为等径提升管反应器或变径提升管反应器，优选为等径提升管反应器，变径提升管反应器例如为等线速提升管反应器，提升管反应器由下至上可以包括预提升段和至少一个反应区，为了使原料油能够充分反应，并根据不同的目的产物品质需求，所述反应区可以为2-8个，优选为2-3个。

[0071] 根据本发明，催化裂解反应是本领域技术人员所熟知的，具体到本发明而言，所述催化裂解反应的条件可以包括：反应温度(出口温度，下同)为560-750℃，反应时间为1-10秒，反应压力(表压，下同)为0.05-1兆帕，剂油重量比(催化裂解催化剂的重量与脱附油和吸余油总重量的比例)为1-100，水油重量比(雾化水蒸气与脱附油和吸余油总重量的比例)为(0.01-1)：1，所述脱附油和吸余油的单位时间进料重量比为1：(2.5-4.0)。所述催化裂解反应的条件优选包括：反应温度为580-720℃，反应时间为2-6秒，剂油重量比为10-50。所述催化裂解反应的条件更优选包括：反应温度为600-680℃，反应时间为2-4秒，剂油重量比为20-40。

[0072] 根据本发明，所述方法还可以包括：将脱附油和吸余油进行预热后再引入催化裂解反应器中，预热后的脱附油和预热后的吸余油的温度各自独立地为350-450℃，优选为380-420℃，此时脱附油和吸余油均为气态，提高油剂接触效率，同时可以为反应提供热源。

[0073] 根据本发明，催化裂解催化剂是本领域技术人员所熟知的，具体到本发明而言，以干基计并以催化剂的总重量为基准，所述催化裂解催化剂可以包括1-60重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石作为活性组分，可以包括中孔沸石和/或大孔沸石，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石可以包括50-100重量％的中孔沸石和0-50重量％的大孔沸石，优选包括70-100重量％的中孔沸石和0-30重量％的大孔沸石。所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域常规的定义，即中孔沸石的平均孔径0.5-
0.6nm，大孔沸石的平均孔径0.7-1.0nm。所述中孔沸石可以为具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-
11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或更多种的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。所述大孔沸石可以为选自稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；所述无机氧化物作为粘结剂可以为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)；所述粘土作为基质(载体)，可以为高岭土和/或多水高岭土。

[0074] 根据本发明，一般首先将待生催化剂与反应产物分离得到待生催化剂和反应产物，然后将得到的反应产物经后续的分离系统分离干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油等馏分，然后将干气和液化气经气体分离设备进一步分离得到乙烯、丙烯等，从反应产物中分离乙烯、丙烯等方法与本领域常规技术方法相似，本发明对此没有限制，在此不详细描述。

[0075] 根据本发明，待生催化剂的再生是本领域技术人员所熟知的，催化裂解催化剂中的全部或至少部分可以来自再生催化剂，再生过程中，一般从再生器的底部引入含氧气体，含氧气体例如可以为空气引入再生器后，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气进入后续能量回收系统。本发明方法优选还包括：将来自再生器的再生催化剂送入脱气罐中进行脱气后再送入催化裂解反应器中作为所述催化裂解催化剂使用，脱气罐脱气所得含氧气体返回再生器中，脱气罐中再生催化剂由汽提气例如水蒸气进行去除氧气等杂质。再生的条件可以包括：再生温度为550-750℃，优选为600-730℃，更优选为650-700℃；气体表观线速为0.5-3米/秒、优选为0.8-2.5米/秒、更优选为1-2米/秒，待生催化剂平均停留时间为0.6-3分钟、优选0.8-2.5分钟、更优选1-2分钟。

[0076] 本发明还提供一种焦化汽油的加工系统，该系统包括吸附脱附反应器、催化裂解反应器、油剂分离设备和再生器；所述吸附脱附反应器设置有焦化汽油原料入口、脱附气体入口、吸余油出口和脱附油出口，所述催化裂解反应器设置有脱附油进料口、吸余油进料口、催化剂入口和油剂出口，按照催化裂解反应器中反应物料的流向，脱附油进料口在吸余油进料口的上游，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口；所述吸附脱附反应器的吸余油出口与所述催化裂解反应器的吸余油进料口流体连通，所述吸附脱附反应器的脱附油出口与所述催化裂解反应器的脱附油进料口流体连通，所述催化裂解反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述催化裂解反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述再生器的催化剂入口与所述油剂分离设备的催化剂出口流体连通。

[0077] 本发明中，所述吸附脱附反应器可以为固定床反应器、移动床反应器、模拟移动床反应器或膨胀床反应器，优选为固定床反应器；所述催化裂解反应器可以为提升管反应器，所述脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例可以为2％-20％。

[0078] 根据本发明，所述系统还可以包括脱气罐，所述催化裂解反应器的催化剂入口通过所述脱气罐与所述再生器的催化剂出口流体连通，脱气罐可以设置有催化剂入口、催化剂出口、汽提气入口和汽提气出口，其催化剂入口与再生器催化剂出口连通，催化剂出口与催化裂解反应器催化剂入口连通，汽提气入口用于通入水蒸气等汽提气，汽提气出口与再生器连通，用于将含氧的汽提后气体送入再生器中；和/或所述系统还可以包括预热所述脱附油和/或吸余油的预热设备，预热设备可以是加热炉等。

[0079] 下面将结合附图通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而得到任何限制。

[0080] 如图1所示，焦化汽油原料经管线27进入吸附脱附反应器26的顶部，经分子筛吸附剂吸附分离后，吸余油经管线30进入加热炉31；氮气经管线28注入吸附脱附反应器26的底部，使分子筛脱附已吸附的正构烷烃，所得的脱附油经管线29进入加热炉31。

[0081] 预提升介质经管线14由提升管反应器1底部进入，来自再生斜管12的再生催化剂经再生滑阀13调节后进入提升管反应器1的底部，在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，预热后的脱附油经管线16与来自管线15的雾化蒸汽一起注入提升管反应器1的底部，与提升管反应器已有的物流混合，原料油在热的催化剂上发生裂解反应，并向上加速运动。预热后的吸余油经管线18与来自管线17的雾化蒸汽一起注入提升管反应器1的中下部，与提升管反应器已有的物流混合，吸余油在催化剂上发生裂解反应，并向上加速运动。生成的反应产物和失活的待生催化剂进入沉降器3中的旋风分离器6，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室7，催化剂细粉返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段4，与来自管线19的蒸汽接触汽提。从待生催化剂中汽提出的反应产物经旋风分离器后进入集气室7。汽提后的待生催化剂经待生斜管8和待生滑阀9调节后进入再生器2，来自管线21的空气经空气分配器22分配后进入再生器2，烧去位于再生器2底部的密相床层中待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经旋风分离器24的上部烟气管道25进入后续能量回收系统。其中，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。

[0082] 再生后的催化剂经与再生器2催化剂出口连通的管线10进入脱气罐5，与来自脱气罐5底部的管线23的汽提介质接触，脱除再生催化剂夹带的烟气(即含氧气体)，脱气后的再生催化剂经再生斜管12循环到提升管反应器1的底部，可以通过再生滑阀13控制催化剂循环量，汽提后的烟气经管线11返回再生器2内，集气室7中的反应产物油气经过大油气管线20进入后续分离系统。

[0083] 下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

[0084] 实施例和对比例中所用的原料油均为焦化汽油，其性质如表1所示。

[0085] 实施例和对比例中所用的催化裂解催化剂，商品牌号为MMC-2。

[0086] 对比例1

[0087] 在提升管反应器的中型装置上进行试验，预热的焦化汽油原料进入提升管底部进行催化剂裂解反应，反应产物和待生催化剂从反应器出口进入密闭式旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割，从而得到乙烯、丙烯和裂解汽油等馏分。

[0088] 待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂进入脱气罐，以除去再生催化剂吸附和携带的含氧气体；脱气后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用；操作条件和产品分布列于表2。

[0089] 从表2的结果可以看出，焦化汽油原料的转化率(除裂解汽油以外产物的产率之和)仅44.29重量％，乙烯和丙烯的产率分别为4.58重量％和14.50重量％，裂解汽油中正构烷烃含量仍有29.23重量％。

[0090] 实施例1

[0091] 按照图1的流程进行试验，原料油为焦化汽油原料，吸附分离反应在固定床吸附脱附反应器上进行，正构烷烃吸附剂为5A分子筛，吸附分离反应条件：温度300℃，焦化汽油原料的重时空速1.0小时-1；脱附处理条件：脱附气体是氮气，脱附气体的重时空速150小时-1，温度360℃。吸余油中氮含量为350微克/克，脱附油中正构烷烃含量为95重量％，氮含量为10微克/克。焦化汽油经吸附分离生成的脱附油和吸余油进入加热炉加热至420℃。

[0092] 催化裂解反应在提升管反应器中型装置上进行，预热的脱附油进入提升管反应器底部进行裂解反应，预热的吸余油进入提升管反应器中下部与提升管反应器内已有物流混合并在少量积炭的催化剂上反应，脱附油进料口和吸余油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为10％，脱附油和吸余油的单位时间进料重量比为1：3。反应产物和水蒸气以及待生催化剂从反应器出口进入密闭式旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割，从而得到乙烯、丙烯和裂解汽油等馏分；待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂进入脱气罐，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质；脱气后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用；操作条件和产品分布列于表2。

[0093] 从表2的结果可以看出，焦化汽油的转化率达70.86重量％，乙烯和丙烯的产率分别为11.21重量％和23.28重量％，裂解汽油中正构烷烃含量降至14.62重量％。

[0094] 对比例2

[0095] 与实施例1基本相同，不同之处在于：将吸余油与脱附油的进料口和单位时间进料重量比调换，即吸余油从提升管反应器的底部进料，而脱附油从提升管反应器中下部进料，吸余油进料口和脱附油进料口的间距占提升管反应器总高度的比例为10％，其余步骤和条件同实施例1，操作条件和产品分布列于表2。

[0096] 由实施例和对比例的比较可以看出，本发明的方法和系统使焦化汽油的转化率大幅度提高，裂解汽油中正构烷烃含量大幅度减少，并具有明显的乙烯和丙烯产率高的优势。

[0097] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上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。

[0098] 另外需要说明的是，在上述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。

[0099] 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，其同样应当视为本发明所发明的内容。

[0100] 表1

[0101]原料油性质
密度(20℃)，克/厘米3 0.7373
蒸气压，千帕 50.0
氮含量，微克/克 400
族组成，重％
正构烷烃 28.2
异构烷烃 18.1
烯烃 35.8
环烷烃 7.9
芳烃 10.0
馏程，℃
初馏点 44
10体积％ 65
30体积％ 90
50体积％ 122
70体积％ 153
90体积％ 184
95体积％ 195
终馏点 208

[0102] 表2

[0103] 对比例1 实施例1 对比例2
吸附分离反应和脱附处理
吸附温度，℃ / 300 300
原料重时空速，小时-1 / 1.0 1.0
脱附温度，℃ / 360 360
脱附气体重时空速，小时-1 / 150 150
催化裂解反应
提升管出口温度，℃ 635 635 635
反应时间，秒 2 2 2
水油重量比 0.3 0.3 0.3
剂油重量比 25 25 25
产品分布，重％
氢气+甲烷 2.45 3.88 3.3
乙烯 4.58 11.21 10.53
乙烷 1.51 2.87 2.91
液化气 32.64 45.9 43.9
裂解汽油 55.71 29.14 30.83
裂解柴油 1.23 3.24 3.78
焦炭 1.88 3.76 4.75
合计 100 100 100
丙烯 14.5 23.28 16.68
转化率，重量％ 44.29 70.86 69.17
裂解汽油烃组成，重量％
正构烷烃 29.23 14.62 16.08
异构烷烃 18.98 14.12 12.86
烯烃 10.8 9.56 8.7
环烷烃 6.66 3.92 3.57
芳烃 34.33 57.78 58.79

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一种焦化汽油的加工方法和系统

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