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含硫轻油生产清洁 汽油的方法和系统

阅读：903发布：2020-05-08

专利汇可以提供含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明涉及吸附脱硫和烃类转化领域，公开了一种含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统，该方法包括：将含硫轻质原料进第一精馏塔切割为轻汽油和重汽油，将重汽油与轻汽油分别与氢气源的混合物流进行加热处理，并分别送入加压流化床反应器的第一反应段和第二反应段中与催化剂接触反应，将产物物流送至高压分离器中进行高压分离，将得到的轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流，并循环作为部分氢气源，将得到的重组分物流送至第二精馏塔中进行精馏处理，分离得到液化气和汽油。本发明的含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统，适合长时地多产低硫高辛烷值汽油和液化气，且液体收率高。，下面是含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种含硫轻油生产清洁汽油的方法，其特征在于，该方法包括：
(1)将含硫轻质原料进第一精馏塔(28)切割为轻汽油和重汽油两部分；
(2)将重汽油与轻汽油分别与氢气源的混合物流进行加热处理；
(3)将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器(21)下部的第一反应段，与催化剂接触反应；将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器(21)上部的第二反应段，汇合重汽油的反应油气并与催化剂接触反应；
(3)将接触反应的产物物流送至高压分离器(24)中进行高压分离，得到轻组分物流和重组分物流；
(4)将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流，并循环至步骤(2)作为部分氢气源；
(5)将重组分物流送至第二精馏塔(25)中进行精馏处理，分离得到液化气和汽油；
(6)将所述加压流化床反应器(21)中的待生催化剂送至催化剂再生单元进行再生，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器(21)中；
其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应段中含有重汽油和氢气源的混合物流，所述含有重汽油和氢气源的混合物流中，重汽油和氢气源的氢油体积比为40-800，优选为50-500，第一反应段的质量空速为1-15h-1，优选为1.5-10h-1；
所述含第二反应段中含有重汽油反应油气、轻汽油和氢气源的混合物流，所述含有重汽油反应油气、轻汽油和氢气源的混合物流中，轻汽油和氢气源的氢油体积比为20-500，优选为30-300，第二反应段的质量空速为1.5-20h-1，优选为2-15h-1；
优选地，所述加压流化床反应器(21)中的操作条件还包括：表压为1.2-4.5MPa，优选为
1.5-4MPa，温度为360-500℃，优选为380-480℃。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述第一反应段与第二反应段的横截面积比为1:1-1:3，第一反应段与第二反应段的长度之比为1:3-3:1；
优选地，所述加压流化床反应器(21)的第一反应段中催化剂密度为150-900kg/m3，气体的空塔线速为0.05-1m/s，第二反应段中催化剂密度为150-900kg/m3，气体的空塔线速为
0.1-1m/s。
4.根据权利要求1-3中任意一项所述的方法，其中，重汽油与氢气的混和物流从加压流化床反应器(21)的底部进入第一反应段，轻汽油与氢气的混和物流从加压流化床反应器(21)的中部进入第二反应段。
5.根据权利要求1或2所述的方法，其中，步骤(6)中，所述待生催化剂的再生包括：将所述待生催化剂送至第一汽提器(13)中经氢气汽提后，再进入到第一闭锁料斗(14)中经氮气吹扫，而后送至催化剂再生器(20)中与含氧气体进行加热氧化，所得催化剂送至第二汽提器(15)中经水蒸气或氮气汽提，再送至第二闭锁料斗(16)中经过氢气吹扫平衡，而后进入到还原器(17)中被氢气还原，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器(21)中；
优选地，所述催化剂再生器(20)中的操作条件包括：表压为50-500kPa，优选为100-
300kPa；温度为450-680℃，优选为480-640℃，更优选为480-600℃；
优选地，所述待生催化剂占所述加压流化床反应器(21)中的总催化剂量的2-12重量％。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述含硫轻质原料油的硫含量为100-2000ppm，总烷烃含量为20-80重量％，总芳烃含量为10-70重量％，烯烃含量为5-40重量％，密度为
3
0.68-0.85g/cm；
优选地，所述含硫轻质原料油的硫含量为150-1500ppm，总烷烃含量为25-70重量％，总芳烃含量为15-60重量％，烯烃含量为5-35重量％，密度为0.70-0.82g/cm3；
更优选，所述含硫轻质原料油选自催化汽油、焦化汽油、直馏汽油、石脑油、煤油和重芳烃油等中的一种或多种。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻汽油的馏程温度范围为30-160℃，所述重汽油的馏程温度范围为60-220℃。
8.根据权利要求1-7中任意一项所述的方法，其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为8-45重量％，所述碱性金属氧化物含量为30.5-55重量％，所述粘结剂的含量为18-55重量％，所述金属促进剂的含量为5-25重量％；
优选地，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为10-40重量％，所述碱性金属氧化物含量为32-50重量％，所述粘结剂的含量为20-50重量％，所述金属促进剂的含量为8-25重量％；
进一步优选，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为15-35重量％，所述碱性金属氧化物的含量为35-45重量％，所述粘结剂的含量为20-40重量％，所述金属促进剂的含量为10-25重量％。
9.根据权利要求1-8中任意一项所述的方法，其中，所述十二元环孔道结构的硅铝分子筛为X型分子筛、Y型分子筛和β分子筛中的一种或多种，优选为HY沸石、稀土Y沸石、稀土HY沸石、超稳Y沸石和含磷的Y沸石中的一种或多种；
所述MFI结构的硅铝分子筛为ZSM-5分子筛、ZRP分子筛和ZSP分子筛中的一种或多种，优选为ZRP分子筛和/或ZSP分子筛；
优选地，所述十二元环孔道结构的硅铝分子筛和所述MFI结构的硅铝分子筛的重量比为100:1-60，优选为100:5-50，更优选为100:12-50；
优选地，所述碱性金属氧化物为ZnO和/或MgO，优选为ZnO；
优选地，所述金属促进剂为镍、钴、钼和钨中的一种或多种，更优选为镍，或者镍和钴的组合，或者钼和钨的组合；
优选地，所述粘结剂为氧化铝和氧化硅的组合，氧化铝和氧化硅的重量比为100:20-
300，优选为100:40-200，更优选100:50-150。
10.根据权利要求1-9中任意一项所述的方法，其中，所述催化剂的制备方法包括：
(a)在酸存在下，由氧化铝源和氧化硅源制得粘结剂前体浆液；
(b)提供含粘结剂前体浆液、硅铝分子筛和碱性金属氧化物的载体浆液，并将所述载体浆液喷雾成型、干燥和焙烧，以制得载体；
(c)将载体负载上活性金属化合物，而后干燥和焙烧制得催化剂前体；所述活性金属化合物为含金属促进剂的化合物；
(d)将所述催化剂前体进行还原。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述氧化铝源为水合氧化铝、铝溶胶、薄水铝石、拟薄水铝石、三水合氧化铝和无定形氢氧化铝中的一种或多种；所述氧化硅源为硅藻土、膨胀珍珠岩、高岭土、硅质岩、层柱粘土、水解氧化硅、大孔氧化硅和硅胶中的一种或多种；
优选地，步骤(a)中，所述酸的用量使得粘结剂前体浆液的pH值为1-5；
优选地，步骤(b)中，以干重计，所述硅铝分子筛、粘结剂前体浆液和碱性金属氧化物的重量比为100:50-600:大于120至小于或等于600，优选为100:60-500:125-500；
优选地，步骤(b)还包括提供硅铝分子筛和碱性金属氧化物的混合浆液，而后再与粘结剂前体浆液混合，以制得载体浆液；
优选地，步骤(b)中，通过喷雾成型得到的载体呈微球状，其粒度为20-500μm，堆积密度为0.5-1.5g/cm3。
12.一种含硫轻油生产清洁汽油的系统，其特征在于，该系统包括：
第一精馏塔(28)：用于将含硫轻质原料切割为轻汽油和重汽油；
第一加热炉(22)、第二加热炉(23)：分别用于对含有重汽油和氢气源的混合物流以及含有轻汽油和氢气源的混合物料进行加热处理；
装填有催化剂的加压流化床反应器(21)：用于将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流在第一反应段中与催化剂接触反应，将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流与汇合了重汽油的反应油气的混合物在第二反应段中与催化剂接触反应；其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合；
高压分离器(24)：用于将接触反应的产物物流进行高压分离，以得到轻组分物流和重组分物流；
循环气处理器(26)：用于将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流；其中，所述循环气处理器(26)分别与第一加热炉(22)和第二加热炉(23)连通，以将循环氢气物流循环至第一加热炉(22)和第二加热炉(23)中作为部分氢气源；
第二精馏塔(25)：用于将重组分物流进行精馏处理，以分离得到液化气和汽油；
催化剂再生单元：用于将所述加压流化床反应器(21)中的待生催化剂进行再生，以使得所得再生催化剂循环至所述加压流化床反应器(21)中。
13.根据权利要求12所述的系统，其中，所述催化剂再生单元包括：
第一汽提器(13)：用于将所述待生催化剂经氢气汽提；
第一闭锁料斗(14)：用于将第一汽提器(13)出来的待生催化剂经氮气吹扫；
催化剂再生器(20)：用于将第一闭锁料斗(14)出来的待生催化剂与氧气进行加热氧化；
第二汽提器(15)：用于将催化剂再生器(20)出来的催化剂经水蒸气或氮气汽提；
第二闭锁料斗(16)：用于将第二汽提器(15)出来的催化剂经过氢气吹扫平衡；
还原器(17)：用于将第二闭锁料斗(16)出来的催化剂经氢气还原得到再生催化剂；
所述还原器(17)与所述加压流化床反应器(21)连通以将还原后的再生催化剂循环至所述加压流化床反应器(21)中。

说明书全文

含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统

技术领域

[0001] 本发明涉及吸附脱硫和烃类转化领域，具体涉及一种含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统。

背景技术

[0002] 含硫汽油原料的硫脱除工艺主要包括加氢脱硫和吸附剂脱硫两种，都在含氢的反应氛围下进行。硫的脱除深度与烯烃饱和度正相关，现有硫脱除工艺的辛烷值损失在1.0-3.0之间。为了提高汽油产率，现有的催化裂化装置采取增加轻循环油的回炼比的途径，但造成了汽油的馏程提高和芳烃含量升高的问题。根据汽油标准GB 17930-2016，汽油的50％温度点由原有的低于120℃降低为低于110℃，同时蒸汽压大幅降低；汽油的烯烃体积含量由低于24％，降低为低于18％和15％；芳烃体积含量由低于40％降低为低于35％。所以，进行重汽油的加氢裂化可以降低重汽油的比例，同时轻汽油烯烃的加成反应可以增加中间馏分的含量，从而改善馏程分布，同时降低烯烃含量，降低或保持芳烃含量不增加。

[0003] CN104399520A公开了一种由C10+重芳烃生产高辛烷值汽油组分的催化剂及制法，在加压固定床反应器，采用贵金属和过渡金属改性的混合分子筛催化剂，催化剂挤压成型，在临氢条件下处理C10+重芳烃，进行脱烷基反应生成轻芳烃。

[0004] 汽油吸附脱硫的专利申请包括CN1871063A、CN1658964A、CN105195214A、CN106140294A等。

[0005] 其中，CN1658964A公开的脱硫方法中采用的固体吸附剂颗粒包括ZnO和还原态助催化剂金属组分，选自镍、钴、铁、锰、钨、银、金、铜、铂、锌、锡、钌、钼、锑、钒、铱、铬、钯。此外，还可以包括孔隙率增强剂珍珠岩。

[0006] CN1871063A公开的脱硫组合物的制备方法包括：将液体与含锌化合物、含二氧化硅的材料珍珠岩以及氧化铝混合成型并干燥、煅烧，然后与促进剂混合再与柠檬酸和/或酒石酸混合成型并干燥、煅烧，所述促进剂选自镍、钴、铁、锰、铜、锌、钼、钨、银、锡、锑、钒、铂、金、钌、铱、铬、钯、钛、锆、铑、铼等，最后采用还原剂还原第二次煅烧后的混合物。

[0007] CN105195214A公开了一种烃油脱硫催化剂，该催化剂包括载体和活性组分，所述载体包括非铝氧化物、层柱粘土、氧化锌以及P和Fe改性的ZSM-5分子筛，所述活性组分包括镍和/或钴。

[0008] CN106140294A公开了一种含硫烃脱硫的催化剂体系，该催化剂体系包括脱硫助剂和规整结构催化剂；所述规整结构催化剂包括规整结构载体和分布在载体内表面和/或外表面的活性组分涂层，以所述活性组分涂层的总重量为基准，所述活性组分涂层含有30-90重量％的过渡金属促进剂和10-70％的基质，所述基质含有70-90重量％的磷铝分子筛和10-30重量％的氧化硅粘结剂；所述脱硫助剂含有5-40重量％氧化铝、5-40重量％的氧化硅源和30-90重量％ⅡB、ⅤB和ⅥB族中的至少一种金属的氧化物。

[0009] 如上述专利申请中所述，汽油吸附脱硫的方法主要为：在临氢和金属促进剂的作用下将硫吸附到碱性金属氧化物中，虽然可以负载沸石来异构化和芳构化来试图提高辛烷值，但其主要发生的是烯烃饱和反应，仍然会造成辛烷值损失。由于氢分压低、分子筛含量低，无法激发加氢裂化反应，汽油的馏程分布变化小。

发明内容

[0010] 本发明的目的在于提供一种含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统，以生产低硫高辛烷值汽油和液化气。

[0011] 现有的汽油吸附脱硫技术中，含硫汽油原料中的重汽油组分和轻汽油组分是在相同的脱硫环境下进行吸附脱硫的，催化剂以及吸附脱硫条件无法激发重汽油组分的加氢裂化和轻汽油组分的加成反应，因此，汽油的馏程分布变化小，容易造成重汽油的加氢裂化程度不够、轻汽油的烯烃饱和度过高，从而导致汽油辛烷值损失。

[0012] 本发明提供的含硫轻油生产清洁汽油的方法依靠选择性裂化，主要对重汽油加氢裂化，部分生成汽油和液化气，轻汽油主要是吸附脱硫而很少加氢裂化；轻汽油的C5烯烃和C6烯烃与C2、C3以及C3小分子发生催化及热的叠合与烷基化的加成反应，生成C7、C8、C9异构烷烃，既保持较高的汽油液收，又高效脱硫同时提高辛烷值。重汽油在第一反应段的氢油比远大于第二反应段，同时重汽油大于轻汽油的裂化能力，造成了重汽油在第一反应段容易裂化，反应完成的重汽油油气产物和轻汽油在第二反应段不容易裂化，利于增加中间馏分的加成反应，实现了提高汽油液收的目的。所述方法中采用的催化剂以硅铝分子筛、碱性金属氧化物、优选的氧化硅源和氧化铝粘接剂为载体，并引进加氢脱硫促进金属，所述催化剂具有烃类转化和吸附脱硫两种活性功能组分，而且，所述硅铝分子筛包括具有十二元环孔道结构的硅铝分子筛，该分子筛具有大分子的裂化脱烷基和双环芳烃的开环能力，以及具有MFI结构的五环硅铝分子筛，该分子筛具有脱氢芳构化、异构化、烷基化、叠合等加成反应能力，两种分子筛组合使用具有提高辛烷值的能力。同时，所述硅铝分子筛具有更高的孔体积和比表面积，对金属促进剂和碱性金属氧化物具有更好的分散性，同时对硫化氢具有更高的穿透性能，在具有较低的金属促进剂和碱性金属氧化物含量情况下，实现以较少的烯烃饱和达到更高的脱硫效率。因此，催化剂在分子筛酸性中心及促进金属的共同作用下，实现了硫原子从烃类结构上的脱硫，生成硫化氢被碱性金属氧化物吸附，或者硫原子被碱性金属氧化物直接吸附。在本发明的所述生产方法和系统中，催化剂优选为微球催化剂，反应物流以气体的形式存在，加压流化床反应器和催化剂再生器内催化剂以流态化形态存在，加压流化床反应器的压力远高于催化剂再生器，利用闭锁料斗实现了催化剂在加压流化床反应器和催化剂再生器之间的催化剂循环。

[0013] 为了实现上述目的，本发明一方面提供一种含硫轻油生产清洁汽油的方法，其中，该方法包括：

[0014] (1)将含硫轻质原料进第一精馏塔切割为轻汽油和重汽油两部分；

[0015] (2)将重汽油与轻汽油分别与氢气源的混合物流进行加热处理；

[0016] (3)将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器下部的第一反应段，与催化剂接触反应；将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器上部的第二反应段，汇合重汽油的反应油气并与催化剂接触反应；

[0017] (3)将接触反应的产物物流送至高压分离器中进行高压分离，得到轻组分物流和重组分物流；

[0018] (4)将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流，并循环至步骤作为部分氢气源；

[0019] (5)将重组分物流送至第二精馏塔中进行精馏处理，分离得到液化气和汽油；

[0020] (6)将所述加压流化床反应器中的待生催化剂送至催化剂再生单元进行再生，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器中；

[0021] 其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合。

[0022] 催化汽油硫分布为：轻汽油以硫醇和硫醚为主，同时烯烃含量高；重汽油以噻吩硫为主且含量高，同时烯烃含量低。由此说明轻汽油和重汽油适用于不同的脱硫环境，轻汽油的脱硫苛刻度低于重汽油。同族烃的类似结构的汽油组分中，较小分子的辛烷值较高，重汽油在裂化后生成小分子的高辛烷值组分，同时轻汽油以低苛刻度脱硫减少烯烃饱和以及减少辛烷值损失，这样就能够实现高效脱硫和提高辛烷值的目的。

[0023] 在本发明提供的含硫轻油生产清洁汽油的方法中，发明人采用先将含硫轻质原料油切割为重汽油和轻汽油，分别将重汽油与氢气的混和物流、轻汽油与氢气的混和物流，从加压流化床反应器的底部和中部送入不同的反应段，与本发明所述催化剂接触反应，先在重汽油组分脱硫条件下进行吸附脱硫，充分实现重汽油组分的加氢裂化，反应产物与轻汽油组分混合后可以稀释轻汽油组分，并在轻汽油组分脱硫条件下进行吸附脱硫，在吸附脱硫的同时实现以较少的烯烃饱和达到更高的脱硫效率。因此，本发明采用特定的分段进料的方法以及选择核算的催化剂，能够高脱硫率和高的汽油液收率的制得低硫高辛烷值汽油和液化气，实现生产清洁汽油的目的。

[0024] 本发明第二方面提供一种含硫轻油生产清洁汽油的系统，其中，该系统包括：

[0025] 第一精馏塔：用于将含硫轻质原料切割为轻汽油和重汽油；

[0026] 第一加热炉、第二加热炉：分别用于对含有重汽油和氢气源的混合物流以及含有轻汽油和氢气源的混合物料进行加热处理；

[0027] 装填有催化剂的加压流化床反应器：用于将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流在第一反应段中与催化剂接触反应，将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流与汇合了重汽油的反应油气的混合物在第二反应段中与催化剂接触反应；其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合；

[0028] 高压分离器：用于将接触反应的产物物流进行高压分离，以得到轻组分物流和重组分物流；

[0029] 循环气处理器：用于将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流；其中，所述循环气处理器分别与第一加热炉和第二加热炉连通，以将循环氢气物流循环至第一加热炉和第二加热炉中作为部分氢气源；

[0030] 第二精馏塔：用于将重组分物流进行精馏处理，以分离得到液化气和汽油；

[0031] 催化剂再生单元：用于将所述加压流化床反应器中的待生催化剂进行再生，以使得所得再生催化剂循环至所述加压流化床反应器中。

[0032] 与现有技术相比，本发明提供的含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统具有如下优点：

[0033] 本发明的含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统，适合长时地多产低硫高辛烷值汽油和液化气，且液体收率高。

[0034] 本发明提供的含硫轻油生产清洁汽油的系统包括适用于重汽油和轻汽油的两段反应区，即将含硫轻质原料油切割为重汽油和轻汽油后分别进行吸附脱硫，能够促进脱硫及重汽油的适度裂化和轻烯烃的加成反应，改善馏程分布；以及对重汽油的脱硫能力强，对轻汽油的烯烃饱和少，烃类转化生成高辛烷值组分，辛烷值比原料提高。而且，本发明提供的方法氢耗低，液收高，产品的硫含量低，蒸汽压及干点降低。优选情况下，所述反应系统中的加压流化床反应器和催化剂再生器利用闭锁料斗流化输送催化剂，能够实现连续再生循环，所述加压流化床反应器内催化剂性质稳定，产品性质稳定，装置可以长期运转。附图说明

[0035] 图1是根据本发明的一种优选实施方式的含硫轻油生产清洁汽油的系统；

[0036] 图2所示为加压流化床反应器的结构，包括第一反应段和第二反应段，类型分为等径式反应器和变径式反应器。

[0037] 附图标记说明

[0038] 11——反应器沉降段；12——再生器沉降段；13——第一汽提器；

[0039] 14——第一闭锁料斗；15——第二汽提器；16——第二闭锁料斗；

[0040] 17——还原器；18——第一过滤器；19——第二过滤器；

[0041] 20——催化剂再生器；21——加压流化床反应器；

[0042] 22——第一加热炉；23——第二加热炉；24——高压分离器；

[0043] 25——第二精馏塔；26——循环气处理器；27——循环氢压缩机；

[0044] 28——第一精馏塔。

具体实施方式

[0045] 在本文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。

[0046] 根据本发明，所述含硫轻油生产清洁汽油的方法包括：

[0047] (1)将含硫轻质原料进第一精馏塔28切割为轻汽油和重汽油两部分；

[0048] (2)将重汽油与轻汽油分别与氢气源的混合物流进行加热处理；

[0049] (3)将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器21下部的第一反应段，与催化剂接触反应；将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流送入加压流化床反应器21上部的第二反应段，汇合重汽油的反应油气并与催化剂接触反应；

[0050] (3)将接触反应的产物物流送至高压分离器24中进行高压分离，得到轻组分物流和重组分物流；

[0051] (4)将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流，并循环至步骤(2)作为部分氢气源；

[0052] (5)将重组分物流送至第二精馏塔25中进行精馏处理，分离得到液化气和汽油；

[0053] (6)将所述加压流化床反应器21中的待生催化剂送至催化剂再生单元进行再生，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器21中；

[0054] 其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合。

[0055] 根据本发明，所述含硫轻质原料油可以为本领域常规的各种轻质油分，例如可以为催化汽油、焦化汽油、直馏汽油、石脑油、煤油和重芳烃油等中的一种或多种。例如，所述含硫轻质原料油的硫含量为100-2000ppm，总烷烃含量为20-80重量％，总芳烃含量为10-70重量％，烯烃含量为5-40重量％，密度为0.68-0.85g/cm3；优选，所述含硫轻质原料油的硫含量为150-1500ppm，总烷烃含量为25-70重量％，总芳烃含量为15-60重量％，烯烃含量为5-35重量％，密度为0.7-0.82g/cm3。

[0056] 根据本发明，步骤(1)中，将所述含硫汽油原料油加热进第一精馏塔28切割为轻汽油和重汽油，其中，切割方法可以参考本领域的常规技术，切割的条件使得所述轻汽油的馏程温度范围为30-160℃的部分或全部，重汽油的馏程温度范围为60-220℃的部分或全部。

[0057] 根据本发明，步骤(2)中，将重汽油与轻汽油分别与氢气源的混合物流进行加热处理，例如可以通过将重汽油和氢气源的混合物流送至第一加热炉22中进行加热处理，以达到所述加压流化床反应器21下部第一反应段中的吸附脱硫和烃类转化所需的温度，将轻汽油和氢气源的混合物流送至第二加热炉23中进行加热处理，以达到所述加压流化床反应器21上部第二反应段中的吸附脱硫和烃类转化所需的温度。在进行所述加热处理前，可以先分别将重汽油和轻汽油和氢气源进行混合，并经过换热器(图中未示出)换热，以分别将含重汽油和氢气源的混合物流的温度、以及将含轻汽油和氢气源的混合物流的温度升至一定高度，而后再送至第一加热炉22、第二加热炉23中进行加热处理。优选情况下，重汽油和氢气源的质量比、以及轻汽油和氢气源的质量比各自独立地为10:1-1:1，更优选为8:1-2:1。

[0058] 根据本发明，所述加压流化床反应器21包括位于下部的第一反应段和位于上部的第二反应段以及沉降段。其中，所述催化剂则分别装填于所述加压流化床反应器21的两个反应段中，而加热处理后的重汽油和氢气源的混合物流进入所述加压流化床反应器21的第一反应段，加热处理后的轻汽油和氢气源的混合物流进入所述加压流化床反应器21的第二反应段，由此往上与各自反应段中的催化剂进行接触反应。本发明选用的催化剂为能够实现吸附脱硫和烃类转化的催化剂，所述催化剂可以使得重汽油适度加氢裂化，生成小分子高辛烷值的汽油组分和裂化气，轻汽油的C5、C6烯烃与裂化气进行加成反应，生成高辛烷值中间馏分，增加中间馏分改善馏程，同时轻汽油的烯烃加氢饱和反应少，所以辛烷值高。优选情况下，为了满足重汽油组分和轻汽油组分与催化剂的接触更为充分，并从进一步提高第一反应段中较重汽油的适度裂化以及第二反应段中轻汽油的充分吸附脱硫，以进一步降低汽油的硫含量以及提高其辛烷值的角度出发，重汽油和氢气源的混和物流从加压流化床反应器21的底部进入第一反应段，轻汽油和氢气源的混和物流从加压流化床反应器21的中部(优选为第一反应段的上端即第二反应段的下端)进入第二反应段。

[0059] 特别是，通过将所述加压流化床反应器21中的待生催化剂送至催化剂再生单元进行再生，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器21中，这样在线再生并循环利用的方式，可以控制所述加压流化床反应器21中的催化剂具有一定的碳、硫的含量，优选地，本发明的再生过程与吸附脱硫和烃类转化过程的控制，使得所述加压流化床反应器21中的催化剂的平均碳含量为0.5-10重量％，优选为1-6重量％；平均硫含量为0.5-20重量％，优选为1-15重量％。

[0060] 根据本发明，优选情况下，所述加压流化床反应器21中的操作条件包括：表压为1.2-4.5MPa，优选为1.5-4MPa，温度为360-500℃，优选为380-480℃。

[0061] 所述第一反应段中含有重汽油和氢气源的混合物流，所述含有重汽油和氢气源的混合物流中，重汽油和氢气源的氢油体积比为40-800，优选为50-500，第一反应段的质量空速为1-15h-1，优选为1.5-10h-1；

[0062] 所述含第二反应段中含有重汽油反应油气、轻汽油和氢气源的混合物流，所述含有重汽油反应油气、轻汽油和氢气源的混合物流中，轻汽油和氢气源的氢油体积比为20-500，优选为30-300，第二反应段的质量空速为1.5-20h-1，优选为2-15h-1。

[0063] 根据本发明，以下描述指的是新鲜吸附脱硫和烃类转化的催化剂的相关特征。所述吸附脱硫和烃类转化催化剂，负载型催化剂，含有载体和载体上负载的活性组分，即金属促进剂。其中，载体是由粘结剂、硅铝分子筛和碱性金属氧化物形成的，也即碱性金属氧化物通过粘结剂与分子筛形成在载体的骨架中。

[0064] 根据本发明，优选地，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为8-45重量％，所述碱性金属氧化物含量为30.5-55重量％，所述粘结剂的含量为18-55重量％，所述金属促进剂的含量为5-25重量％。更优选地，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为10-40重量％，所述碱性金属氧化物含量为32-50重量％，所述粘结剂的含量为20-50重量％，所述金属促进剂的含量为8-25重量％。进一步优选，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为15-35重量％，所述碱性金属氧化物的含量为35-45重量％，所述粘结剂的含量为20-40重量％，所述金属促进剂的含量为10-25重量％。其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量例如可以为10重量％、15重量％、20重量％、25重量％、30重量％、35重量％等。所述碱性金属氧化物的含量例如可以为30.1重量％、30.5重量％，31重量％，32重量％、35重量％、40重量％、45重量％等。所述粘结剂的含量例如可以为20重量％、25重量％、30重量％、40重量％、45重量％等。所述金属促进剂的含量例如可以为8重量％、12重量％、15重量％、20重量％、25重量％等。

[0065] 根据本发明，在本发明的一种优选的实施方式中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为15-35重量％，所述碱性金属氧化物的含量为35-45重量％，所述粘结剂的含量为20-40重量％，所述金属促进剂的含量为10-25重量％。

[0066] 根据本发明，所述十二元环孔道结构的硅铝分子筛可以为具有十二元环孔道结构的任何分子筛，例如可以为X型分子筛、Y型分子筛和β分子筛中的一种或多种，优选为HY分子筛、稀土Y分子筛(REY)、稀土HY分子筛(REHY)、超稳Y分子筛(USY)、稀土超稳Y分子筛(REUSY)和含磷的Y分子筛中的一种或多种。所述含磷的Y分子筛例如可以为含磷的超稳Y分子筛(PUSY)、含磷的稀土HY分子筛(PREHY)、含磷的稀土Y分子筛(PREY)等中的一种或多种。

[0067] 根据本发明，所述MFI结构的硅铝分子筛可以为具有MFI结构的任何分子筛，例如可以为ZSM-5分子筛、ZRP分子筛和ZSP分子筛中的一种或多种。

[0068] 根据本发明，尽管在本发明所述的催化剂中，只要所述硅铝分子筛为具有十二元环孔道结构的硅铝分子筛和具有MFI结构的硅铝分子筛的组合即可，但是，从进一步提高脱硫效率同时降低辛烷值的损失的角度考虑，优选地，所述十二元环孔道结构的硅铝分子筛和所述MFI结构的硅铝分子筛的重量比为100:1-60，更优选为100:5-50，最优选为100:12-50。

[0069] 根据本发明，所述粘结剂优选采用氧化铝和氧化硅的组合，特别是重量比为100:20-300，优选为100:40-200，更优选为100:50-150的氧化铝和氧化硅的组合。

[0070] 根据本发明，所述催化剂中的载体含有碱性金属氧化物，所述碱性金属氧化物具有高脱硫活性和载硫能力。根据本发明，所述碱性金属氧化物优选为ZnO和/或MgO，更优选为ZnO。

[0071] 根据本发明，在本发明的一种具体的实施方式中，所述载体由粘结剂、USY、ZSM-5和ZnO组成。

[0072] 根据本发明，在本发明的一种优选的实施方式中，所述载体由粘结剂、PREHY、ZRP和MgO组成。

[0073] 根据本发明，所述催化剂负载的促进剂金属具有加氢功能，可以减少反应生焦，并可以长时间的促进烃类在分子筛上的裂化反应，金属促进剂可以为过渡金属ⅥB、ⅦB、ⅧB族的金属，优选为铁(Fe)、钴(Co)、镍(Ni)、钼(Mo)、钨(W)和锰(Mn)中的一种或多种，更优选为镍，或者镍和钴的组合，或者钼和钨的组合。同时，对于砷等元素的抵抗能力强，催化剂的连续反应再生后的活性保持稳定。

[0074] 所述催化剂优选采用以下方法制备得到，该方法包括：

[0075] (a)在酸存在下，由氧化铝源和氧化硅源制得粘结剂前体浆液；

[0076] (b)提供含粘结剂前体浆液、硅铝分子筛和碱性金属氧化物的载体浆液，并将所述载体浆液喷雾成型、干燥和焙烧，以制得载体；

[0077] (c)将载体负载上活性金属化合物，而后干燥和焙烧制得催化剂前体；所述活性金属化合物为含金属促进剂的化合物；

[0078] (d)将所述催化剂前体进行还原。

[0079] 根据本发明，步骤(a)中，所述氧化铝源可以为本领域常规的制备粘结剂所采用的氧化铝源，例如可以为水合氧化铝、铝溶胶、薄水铝石、拟薄水铝石、三水合氧化铝和无定形氢氧化铝中的一种或多种。

[0080] 所述氧化硅源可以为本领域常规的制备粘结剂所采用的氧化硅源，例如可以为硅藻土、膨胀珍珠岩、高岭土、硅质岩、层柱粘土、水解氧化硅、大孔氧化硅和硅胶中的一种或多种。

[0081] 根据本发明，所述氧化铝源和氧化硅源的用量优选使得所得催化剂中粘结剂的含量在上文描述的范围内，优选使得粘结剂中氧化铝和氧化硅的重量比为100:20-300、优选为100:40-200，更优选100:50-150。例如氧化铝源和氧化硅源的用量的重量比为100:50-240，优选为100:60-200，更优选为100:66-160。

[0082] 根据本发明，所述粘结剂前体浆液被酸化，其中，该酸优选使得粘结剂前体浆液的pH值为1-5。该酸可以为有机酸和无机酸中的一种或多种，例如可以为盐酸、硫酸、硝酸、乙酸、草酸等中的一种或多种。

[0083] 根据本发明，所得的粘结剂前体浆液的固含量优选为20-60重量％，例如为25-50重量％。

[0084] 根据本发明，该粘结剂前体浆液的制备过程优选包括：将氧化铝源、氧化硅源和水进行混合，而后加入酸金属酸化，而后进行老化。其中，该酸化的条件包括：温度为10-40℃，时间为0.5-2h。该老化的条件优选包括：温度为60-100℃，时间为1-4h。

[0085] 根据本发明，步骤(b)中，所述硅铝分子筛和碱性金属氧化物如上文中所描述的，本发明在此不再赘述。

[0086] 其中，所述硅铝分子筛、粘结剂前体浆液和碱性金属氧化物的用量可以根据本发明上文中描述的催化剂的各个组分的含量进行调节，优选地，步骤(b)中，以干重计，所述硅铝分子筛、粘结剂前体浆液和碱性金属氧化物的重量比为100:50-600:大于120至小于或等于600，优选为100:60-500:125-500，其中，所述十二元环孔道结构的硅铝分子筛和所述MFI结构的硅铝分子筛的用量重量比为100:1-60，更优选为100:5-50，最优选为100:12-50。

[0087] 根据本发明，所述载体浆液的固含量优选为20-70重量％，更优选为25-65重量％。

[0088] 根据本发明，该载体浆液的制备可以是将硅铝分子筛和碱性金属氧化物引入至粘结剂前体浆液中，以将粘结剂前体浆液、硅铝分子筛和碱性金属氧化物进行混合，从而得到所述载体浆液。但是更优选地，步骤(b)中，该方法还包括提供硅铝分子筛和碱性金属氧化物的混合浆液，而后再与粘结剂前体浆液混合，以制得载体浆液。也即，先各自制得含有分子筛和碱性金属氧化物的浆液、以及粘结剂前体浆液，在将二者进行混合，以制得载体浆液。其中，所述混合浆液的固含量优选为25-65重量％，例如为40-60重量％。

[0089] 根据本发明，将所述载体浆液喷雾成型即可获得微球状的载体，其中，该微球状的载体的粒度优选为20-500μm，堆积密度优选为0.5-1.5g/cm3。优选地，所述喷雾成型采用喷雾干燥机进行，其操作条件例如可以包括：压力为7-10MPa，入口温度为400-600℃，出口温度为120-200℃。

[0090] 根据本发明，优选情况下，步骤(b)中，干燥的条件包括：温度为20-300℃，时间为0.5-5h。更优选地，干燥的条件包括：温度为120-240℃，时间为1-2h。

[0091] 根据本发明，优选情况下，步骤(b)中，焙烧的条件包括：温度为400-700℃，时间为1-5h。更优选地，焙烧的条件包括：温度为550-680℃，时间为1.5-3h。

[0092] 根据本发明，步骤(c)中，将活性金属化合物负载于步骤(b)所得的载体上，并经过干燥和焙烧，即可制得催化剂前体。

[0093] 根据本发明，所述活性金属化合物为含金属促进剂的化合物，也即该活性金属化合物可以是金属促进剂与酸根形成的各种盐，也可以是与其他氧化物化合形成的各种化合物。优选地，步骤(c)中，所述活性金属化合物为金属促进剂的醋酸盐、碳酸盐、硝酸盐、硫酸盐、盐酸盐、硫氰酸盐、氧化物和金属氧酸盐中的一种或多种。

[0094] 针对镍来说，其活性金属化合物例如可以为氯化镍、硝酸镍和硫酸镍等中的一种或多种。

[0095] 针对钴来说，其活性金属化合物例如可以为氯化钴、硝酸钴、硫酸钴、钴酸钠、钴酸锂、六硝基钴酸钠、乙酸钴和氧化钴等中的一种或多种。

[0096] 针对铁来说，其活性金属化合物例如可以为硫酸铁、硫酸亚铁、硝酸铁、硝酸亚铁、氯化铁和氯化亚铁等的一种或多种。

[0097] 针对钨来说，其活性金属化合物例如可以为钨酸钠和钨酸铵等的一种或多种。

[0098] 针对钼来说，其活性金属化合物例如可以为钼酸钠、钼酸铵、钼酸钾、硝酸钼和硫酸钼等的一种或多种。

[0099] 针对锰来说，其活性金属化合物例如可以为氯化锰、锰酸钾和高锰酸钾等的一种或多种。

[0100] 根据本发明，将所述活性金属化合物负载于载体上的方式可以采用本领域常规采用的各种方式，例如可以为浸渍、涂布、喷涂等方式。优选地，所述载体负载上活性金属化合物通过将所述载体浸渍于所述活性金属化合物的溶液中实现，所述活性金属化合物的溶液的浓度为20-60重量％，例如为30-50重量％。

[0101] 根据本发明，优选情况下，步骤(c)中，干燥的条件包括：温度为50-300℃，时间为1-8h。更优选地，干燥的条件包括：温度为150-260℃，时间为4-6h。

[0102] 根据本发明，优选情况下，步骤(c)中，焙烧的条件包括：温度为500-800℃，时间为1-5h。更优选地，焙烧的条件包括：温度为540-700℃，时间为1-3h。该焙烧在空气气氛下进行，以便获得金属促进剂的氧化物。

[0103] 根据本发明，优选情况下，步骤(d)中，所述还原的条件包括：在含氢气氛下，温度为300-500℃，时间为10-200min。更优选地，所述还原的条件包括：在含氢气氛下，温度为350-480℃，时间为15-150min。

[0104] 根据本发明，步骤(1)中所述含硫轻质原料油经过第一精馏塔28切割为重汽油和轻汽油；步骤(2)中，重汽油和轻汽油分别和氢气源的混合物流分别顺序进入加压流化床反应器21的第一反应段和第二反应段后，未反应的原料和接触反应的产物进入到加压流化床反应器21的沉降段11，这样带出的催化剂粒子可由此沉降至加压流化床反应器21中，并且，加压流化床反应器21上配置有第一过滤器18，由此未反应的原料和产物经过第一过滤器18过滤，而后由管线输送至分离单元。

[0105] 其中，步骤(3)中，先将所述接触反应的产物物流送至高压分离器24中进行高压分离，以此将含有氢气和其他废气(C2以下气体)的轻组分物流分离出去，而所得的重组分物流再用于分离得到所需产品。由此，轻组分物流相当于高压分离所得的气态物流，而重组分物流相当于高压分离所得的液态物流。本发明对所述高压分离的条件并没有特别的限定，可以采用本领域常规的高压分离条件。

[0106] 其中，步骤(4)中，为了能够合理地利用氢气，该方法还包括将轻组分物流进行分离处理，以分离出循环氢气物流，并排出废气，该过程可以在循环气处理器26中进行，只要能够分出氢气物流用于循环即可。而后，循环氢气物流可以经过循环氢压缩机27加压，送至步骤(1)作为部分氢气源。

[0107] 根据本发明，步骤(5)中，将重组分物流送至第二精馏塔25中进行精馏处理，即可分离得到液化气和汽油。其中，液化气通常指的是C4以下的气体，汽油指的是C5+的汽油。

[0108] 根据本发明，本发明的方法还设置有步骤(6)，其将所述加压流化床反应器21中的待生催化剂送至催化剂再生单元进行再生，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器21中，这样不仅可以实现催化剂的再生，而且可以控制催化剂达到所需的活性。

[0109] 优选地，步骤(6)中，所述待生催化剂的再生包括：将所述待生催化剂送至第一汽提器13中经氢气汽提后，再进入到第一闭锁料斗14中经氮气吹扫，而后送至催化剂再生器20中与氧气进行加热氧化，所得催化剂送至第二汽提器15中经水蒸气或氮气汽提，再送至第二闭锁料斗16中经过氢气吹扫平衡，而后进入到还原器17中被氢气还原，得到再生催化剂并循环至所述加压流化床反应器21中。

[0110] 其中，第一汽提器13的待生催化剂入口与所述加压流化床反应器21的第二反应段上端连接，这样第二反应段上部的催化剂将作为待生催化剂进入到后续的整个再生流程。所述第一汽提器13的底部设置有氢气入口，这样进入的氢气可以对待生催化剂进行汽提，以除去待生催化剂上附着的大部分加氢裂化产生的油气，该汽提油气则可以送至所述加压流化床反应器21的上部沉降段中。

[0111] 所述第一汽提器13中汽提后的待生催化剂从第一汽提器13的下部出口进入到第一闭锁料斗14中，在该第一闭锁料斗14中，通过从第一闭锁料斗14的底部通入氮气，对待生催化剂进行进一步的吹扫，吹扫所得气体可以送至火炬直接燃烧处理，所得的待生催化剂则从该第一闭锁料斗14的底部出口，由氮气推送至催化剂再生器20中。

[0112] 在催化剂再生器20中，该待生催化剂将与氧气进行加热氧化反应，这样待生催化剂上的油类、焦炭类、硫化锌等可以被灼烧，为此待生催化剂初步实现再生。

[0113] 优选地，所述催化剂再生器20中的操作条件包括：表压为50-500kPa，优选为100-300kPa；温度为450-700℃，优选为480-680℃，更优选为490-640℃。

[0114] 其中，所述催化剂再生器20中采用的含氧再生气体可以是含有1-60体积％的氧气的混合气体，例如可以是氧气和氮气的混合气体。

[0115] 本发明第二方面提供一种含硫轻油生产清洁汽油的系统，其中，该系统包括：

[0116] 第一精馏塔28：用于将含硫轻质原料切割为轻汽油和重汽油；

[0117] 第一加热炉22、第二加热炉23：分别用于对含有重汽油和氢气源的混合物流以及含有轻汽油和氢气源的混合物料进行加热处理；

[0118] 装填有催化剂的加压流化床反应器21：用于将加热处理后的含有重汽油和氢气源的混合物流在第一反应段中与催化剂接触反应，将加热处理后的含有轻汽油和氢气源的混合物流与汇合了重汽油的反应油气的混合物在第二反应段中与催化剂接触反应；其中，所述催化剂含有载体和负载的金属促进剂；所述载体由硅铝分子筛、碱性金属氧化物和粘结剂形成；其中，以所述催化剂的总重量为基准，所述硅铝分子筛的含量为5-50重量％，所述碱性金属氧化物的含量为大于30重量％至小于等于60重量％，所述粘结剂的含量为15-60重量％，所述金属促进剂的含量为3-30重量％；所述金属促进剂选自铁、钴、镍、钨、钼和锰中的一种或多种；所述硅铝分子筛为十二元环孔道结构的硅铝分子筛和MFI结构的硅铝分子筛的组合；

[0119] 高压分离器24：用于将接触反应的产物物流进行高压分离，以得到轻组分物流和重组分物流；

[0120] 循环气处理器26：用于将轻组分物流进行分离处理，得到循环氢气物流；其中，所述循环气处理器26分别与第一加热炉22和第二加热炉23连通，以将循环氢气物流循环至第一加热炉22和第二加热炉23中作为部分氢气源；

[0121] 第二精馏塔25：用于将重组分物流进行精馏处理，以分离得到液化气和汽油；

[0122] 催化剂再生单元：用于将所述加压流化床反应器21中的待生催化剂进行再生，以使得所得再生催化剂循环至所述加压流化床反应器21中。

[0123] 根据本发明，所述第一精馏塔28用于将含硫汽油原料切割为轻汽油和重汽油，本发明对其具体的构造以及塔板数的设定并无特别的限定，可以采用本领域常规的精馏塔。其中，对应含硫汽油原料的升温可以在进入精馏塔前设置换热器(图中未示出)用于加热也可以依靠精馏塔内的重沸器(图中未示出)进行加热。

[0124] 根据本发明，所述第一加热炉22、第二加热炉23只要能够加热重汽油和氢气源的混合物流以及轻汽油和氢气源的混合物流至吸附脱硫和烃类转化所需的温度即可，本发明对其具体的构造并无特别的限定，可以采用本领域常规的加热炉。

[0125] 此外，在第一加热炉22、第二加热炉23前还可以设置有换热器(图中未示出)，以将重汽油和氢气源的混合物流以及轻汽油和氢气源的混合物流先进行初步换热，升高至一定的温度。

[0126] 根据本发明，优选情况下，所述第一加热炉22的物料出口与所述加压流化床反应器21的底部原料入口连通，由此从所述第一加热炉22出来的高温混合物流将从所述加压流化床反应器21的底部进入所述加压流化床反应器21的第一反应段中。

[0127] 根据本发明，优选情况下，所述第二加热炉23的物料出口与所述加压流化床反应器21的中部原料入口连通，由此从所述第二加热炉23出来的高温混合物流将从所述加压流化床反应器21的中部进入所述加压流化床反应器21的第二反应段中。

[0128] 如上所述，所述加压流化床反应器21沿着其高度方向由上向下依次设置有沉降段、第二反应段以及第一反应段，其中，两个反应段中填充有本发明提供的吸附脱硫和烃类转化的催化剂。所述沉降段是为了使得吸附脱硫和烃类转化反应后的油气中携带的催化剂粒子能够沉降下来而设置的，通常，所述沉降段的内径要比反应段的内径大一些，例如，所述沉降段的内径和反应段内径(最大内径)的比例可以为1.2-5:1。具体可以根据需要进行选择。

[0129] 根据本发明，所述加压流化床反应器21包括下部的第一反应段和上部的第二反应段，第一反应段和第二反应段可以是等径的，也可以是变径的，其中，第一反应段与第二反应段的横截面积比可以为1:1-1:3，第一反应段与第二反应段的长度比可以为1:3-3:1；两个反应段的总长度与内径(最大内径计算)的比值为5-50:1。

[0130] 根据本发明，所述加压流化床反应器21的沉降段内顶部还可以设置有第一过滤器18，由此使得气体能够在通过第一过滤器18时，进一步除去催化剂粒子。其中，该过滤器可以为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，滤管的过滤孔径可以为2-10μm。

[0131] 为此，第一过滤器18的气体出口即可认为是所述加压流化床反应器21的气体出口，该出口与高压分离器24的气体入口连通。从而所述加压流化床反应器21中的吸附脱硫和烃类转化的产物和氢气等，能够进入到高压分离器24中进行高压分离。本发明对所述高压分离器24并无特别的限定，可以采用本领域常规的高压分离器。

[0132] 经高压分离器24的分离，得到气相物流即为轻组分物流，得到液相物流即为重组分物流。由此，轻组分物流中含有未反应的氢气、C2以下的气体等，其从所述高压分离器24的顶部出口排出，而后可以进入到循环气处理器26中进一步分离，得到循环氢气物流，并分离排出其他废气。

[0133] 其中，循环气处理器26的循环氢气物流的出口的管线上可以设置有循环氢压缩机27以对循环氢气进行加压，并且该循环氢气管线与重汽油、轻汽油原料油和氢气源的混合管线连通，由此，将循环气处理器26出来的循环氢气物流作为部分氢气源循环利用。

[0134] 所述高压分离器24的底部液相出口与所述第二精馏塔25的待精馏物流入口连通，由此使得所述高压分离器24底部出来的液相物流能够进一步进入到第二精馏塔25中进行精馏，得到所需的产品。其中，第二精馏塔25的顶部出口将获得C4以下的液化气，第二精馏塔25的底部切割将获得C5+的汽油产品。

[0135] 根据本发明，所述系统还包括催化剂再生单元，以便对待生催化剂进行在线再生和循环利用。优选地，所述催化剂再生单元包括：

[0136] 第一汽提器13：用于将所述待生催化剂经氢气汽提；

[0137] 第一闭锁料斗14：用于将第一汽提器13出来的待生催化剂经氮气吹扫；

[0138] 催化剂再生器20：用于将第一闭锁料斗14出来的待生催化剂与氧气进行加热氧化；

[0139] 第二汽提器15：用于将催化剂再生器20出来的催化剂经水蒸气或氮气汽提；

[0140] 第二闭锁料斗16：用于将第二汽提器15出来的催化剂经过氢气吹扫平衡；

[0141] 还原器17：用于将第二闭锁料斗16出来的催化剂经氢气还原得到再生催化剂；

[0142] 所述还原器17与所述加压流化床反应器21下部连通以将还原后的再生催化剂循环至所述加压流化床反应器21中。

[0143] 根据本发明，所述第一汽提器13的待生催化剂入口与所述加压流化床反应器21的第二反应段上部连通，这样所述加压流化床反应器21的第二反应段上部的催化剂将作为待生催化剂循环至后续的再生处理中。所述第一汽提器13的待生催化剂入口设置于所述第一汽提器13的上部，氢气入口设置于所述第一汽提器13的底部，从而氢气由下往上对待生催化剂进行汽提，汽提油气则从所述第一汽提器13的顶部出口排出并进入到所述加压流化床反应器21的沉降段中，由此所述第一汽提器13的顶部出口与所述加压流化床反应器21的沉降段汽提油气入口连通。

[0144] 所述第一汽提器13的下部待生催化剂出口与第一闭锁料斗14中部的待生催化剂入口连通，氮气则从第一闭锁料斗14的底部入口进入，由下至上对待生催化剂进行吹扫，吹扫而出的油气则送至火炬燃烧处理。第一闭锁料斗14的底部设置有待生催化剂的出口，氮气也与出口管线连通，由此将出口出来的待生催化剂推送至催化剂再生器20中。

[0145] 所述催化剂再生器20也可以包括上部的沉降段12和下部的反应段，所述催化剂再生器20的反应段上部设置有待生催化剂入口，且该入口与第一闭锁料斗14的底部的待生催化剂出口连通，从而从第一闭锁料斗14出来的待生催化剂进入到所述催化剂再生器20的反应段进行再生。

[0146] 所述催化剂再生器20底部设置有含氧再生气体入口，由此含氧再生气体从下至上与待生催化剂进行接触，并加热氧化，以对待生催化剂进行初步再生。加热氧化产生的烟气进入沉降段12以沉降催化剂粒子。该所述催化剂再生器20的沉降段12顶部可以设置有第二过滤器19，以对烟气实现气固分离，为此第二过滤器19顶部的烟气出口可以认为是所述催化剂再生器20的烟气出口。该第二过滤器19的构造可以参考上文所描述的。

[0147] 所述催化剂再生器20的下部设置有催化剂出口并与第二汽提器15上部的催化剂入口连通，所述第二汽提器15的底部设置有氮气或水蒸气的入口，以使得氮气或水蒸气从底部往上对催化剂进行汽提。所述第二汽提器15顶部设置有汽提烟气出口，该出口与所述催化剂再生器20的沉降段烟气入口连通，以便将所述第二汽提器15顶部出来的烟气送至所述催化剂再生器20的沉降段中进行相应处理。

[0148] 所述第二汽提器15的下部设置有催化剂出口并与第二闭锁料斗16上部的入口连通，第二闭锁料斗16底部设置有氢气入口，从而氢气由下往上对催化剂进行吹扫，其进一步除去催化剂附着的烟气，并且，该氢气还能增加催化剂的压力，得到带压催化剂。第二闭锁料斗16顶部设置有烟气出口，该烟气可与进火炬管进行燃烧处理。

[0149] 所述第二闭锁料斗16的底部设置有催化剂出口，该催化剂出口管线上设置有氢气连接口，以便通过氢气推送至还原器17中。

[0150] 所述还原器17的底部设置有催化剂入口，该催化剂入口可进入催化剂和氢气，由此在还原器17中使得催化剂得到还原，以形成再生催化剂，所述还原器17的顶部设置有催化剂出口，并与所述加压流化床反应器21的第一反应段底部再生催化剂入口连通，由此再生催化剂可进入到加压流化床反应器21中继续参与反应。

[0151] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

[0152] 图1所示的一种含硫轻油生产清洁汽油的系统包括：反应器沉降段11、再生器沉降段12、第一汽提器13、第一闭锁料斗14、第二汽提器15、第二闭锁料斗16、还原器17、第一过滤器18、第二过滤器19、催化剂再生器20、加压流化床反应器21、第一加热炉22、第二加热炉23、高压分离器24、第二精馏塔25、循环气处理器26、循环氢压缩机27和第一精馏塔28；其连接关系如图1和上文描述所示。

[0153] 图2所示为加压流化床反应器的结构，包括位于上部的沉降段，以及位于下部的反应段，所述反应段包括位于上部的第一反应段和位于下部的第二反应段，类型分为等径式反应器和变径式反应器，其中，在等径式反应器中，r2表示沉降段的内直径；l1表示等径式反应器反应段的总长度，l2表示第一反应段的长度，l3表示第二反应段的长度，r1表示反应段的内直径；在变径式反应器中，d3表示沉降段的内直径；h1表示变径式反应器反应段的总长度，h2表示第一反应段的长度，h4表示第二反应段的长度，h3表示第一反应段和第二反应段之间的过渡段的长度；d1表示第一反应段的内直径；d2表示第二反应段的内直径。

[0154] 图1所示的含硫轻油生产清洁汽油的系统具体的物流流程包括：含硫汽油原料油进入第一精馏塔28切割为轻汽油和重汽油，重汽油与氢气源以及部分回用的循环氢气经过第一加热炉22加热后，由加压流化床反应器21下部进入到加压流化床反应器21的第一反应段中，经吸附脱硫和烃类转化的催化剂催化进行加氢裂化和吸附脱硫的反应；轻汽油与氢气源以及部分回用的循环氢气经过第二加热炉23加热后，由加压流化床反应器21中部进入到加压流化床反应器21的第二反应段中，经催化剂催化主要进行吸附脱硫和C5、C6烯烃与裂化气的加成反应；

[0155] 从加压流化床反应器21的反应段出来的油气进入到反应器沉降段11中进行沉降并经过第一过滤器18过滤，从顶部排出的产物进入到高压分离器24中分离得到轻组分物流和重组分物流，轻组分物流送至循环气处理器26中分离得到循环氢气(经过循环氢压缩机27加压后送至作为氢气源循环使用)和废气(外排)；重组分物流送至第二精馏塔25内进行精馏，分别得到C3-C4的液化气和C5+汽油。从加压流化床反应器21中第二反应段偏上层的催化剂抽取出来后，送至第一汽提器13经氢气汽提后，再进入到第一闭锁料斗14中经氮气吹扫以除去剩余油气和氢气，再送至催化剂再生器20的反应段中经氧气加热氧化，产生的烟气进入到再生器沉降段12中进行沉降并经过第二过滤器19过滤从顶部排出；催化剂再生器20的反应段下部出来的催化剂再送至再生器下部出口连通的第二汽提器15经水蒸气汽提，所得催化剂再送至与第二汽提器15下部出口连通的第二闭锁料斗16经过氢气吹扫平衡和加压，而后从该第二闭锁料斗16下部排出并进入至还原器17中被氢气还原，还原后所得的再生后的催化剂则从加压流化床反应器21的第一反应段下部送至加压流化床反应器21中以循环利用。

[0156] 含硫汽油吸附剂脱硫S-Zorb装置反应采用的系统和相应的流程包括：加压流化床反应器、汽提器、闭锁料斗、常压流化再生器、还原器、高压分离器、精馏塔，其中，含硫汽油原料和含氢物流混和经加热炉升温后，进入加压流化床反应器与吸附剂接触进行吸附脱硫反应，反应油气与催化剂在沉降段并经过滤器分离进入产品分离单元。

[0157] 全馏分含硫轻质原料油为催化裂化汽油，原料油的硫含量为586ppm，RON为92.2、MON为81.9，正构烷烃含量为4.6重量％，异构烷烃含量为30.9重量％，总芳烃含量为32.7重量％，烯烃含量为23.5重量％，环烷烃含量为8.3重量％，密度为0.735g/cm3，馏程温度为30-206℃。

[0158] C5-8轻汽油占总含硫汽油原料的58.0重量％，轻汽油的硫含量为363ppm，RON为92.5、MON为82.1，正构烷烃含量为5.8重量％，异构烷烃含量为39.6重量％，总芳烃含量为
7.7重量％，烯烃含量为35.4重量％，环烷烃含量为11.5重量％，密度为0.702g/cm3，馏程温度为30-126℃。

[0159] C9-12重汽油占总含硫汽油原料的42.0重量％，重汽油的硫含量为892ppm，RON为91.8、MON为81.7，正构烷烃含量为3.1重量％，异构烷烃含量为22.6重量％，总芳烃含量为
59.4重量％，烯烃含量为8.6重量％，环烷烃含量为6.3重量％，密度为0.754g/cm3，馏程温度为124-206℃。

[0160] 实施例1

[0161] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0162] (1)将USY分子筛1.18kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为1.12kg)、ZSM-5分子筛0.22kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为
0.18kg)、氧化锌粉末(购自Headhorse公司，纯度99.7％，3.3kg)和6.0kg去离子水混合，搅拌30分钟后得到含有USY分子筛、ZSM-5分子筛和氧化锌的混合浆液；

[0163] (2)将高岭土1.20kg(购自苏州高岭土厂S1系列，干基含量为1.15kg)和拟薄水铝石0.52kg(购自中国铝业山东分公司，干基含量为0.49kg)搅拌混合，然后加入3.6kg去离子水并混合均匀，而后加入300mL的盐酸(30重量％的浓度，购自北京化工厂)使浆液pH值为3.0，并搅拌酸化1h，然后升温至80℃老化2h，以制得粘结剂前体浆液；

[0164] (3)将步骤(1)所得的混合浆液加入到粘结剂前体浆液中，并搅拌混合1h，以得到载体浆液；将所得载体浆液采用喷雾干燥机(NiroBowenNozzleTowerTM型号)进行喷雾干燥(压力为8.5-9.5MPa，入口温度约为500℃，出口温度约为150℃)，从而制得粒度为80μm，堆积密度为1.05g/cm3的微球；将该微球先在180℃下干燥1.5h，然后在645℃下焙烧2h得到催化剂载体；

[0165] (4)将3.6kg的催化剂载体浸渍于硝酸镍的水溶液(含硝酸镍3.25kg，水用量为4.0kg)中，得到的混合物经过180℃干燥4h后，在空气气氛635℃焙烧1.5h即可制得催化剂前体。

[0166] 催化剂前体在420℃的氢气气氛中还原2h即可得到催化剂A1。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.0重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.4重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。比表面积为126m2/g，孔体积为0.22mL/g，平均粒径为82μm。

[0167] 实施例2

[0168] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0169] (1)将PREHY分子筛1.5kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为1.41kg)、ZRP分子筛0.23kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.19kg)、氧化镁粉末(购自潍坊力合粉体科技有限公司，纯度95％以上，3.8kg)和6.65kg去离子水混合，搅拌30分钟后得到含有PREHY分子筛、ZRP分子筛和氧化镁的混合浆液；

[0170] (2)将膨胀珍珠岩1.06kg(购自巩义市满堂红磨料磨具厂，干基含量为0.94kg，30-60目)和拟薄水铝石0.92kg(购自中国铝业山东分公司，干基含量为0.85kg)在搅拌混合，然后加入2.8kg去离子水并混合均匀，而后加入500mL的盐酸(30重量％的浓度，购自北京化工厂)使浆液pH值为3.0，并搅拌酸化1h，然后升温至80℃老化2h，以制得粘结剂前体浆液；

[0171] (3)将步骤(1)所得的混合浆液加入到粘结剂前体浆液中，并搅拌混合1h，以得到载体浆液；将所得载体浆液采用喷雾干燥机(NiroBowenNozzleTowerTM型号)进行喷雾干燥(压力为8.5-9.5MPa，入口温度约为500℃，出口温度约为150℃)，从而制得粒度为85μm，堆积密度为0.96g/cm3的微球；将该微球先在180℃下干燥1h，然后在650℃下焙烧2.5h得到催化剂载体；

[0172] (4)将4kg的催化剂载体浸渍于硝酸镍的水溶液(含硝酸镍3.5kg，水用量为4.0kg)中，得到的混合物经过180℃干燥4h后，在空气气氛620℃焙烧1.5h即可制得催化剂前体。

[0173] 催化剂前体在435℃的氢气气氛中还原2h即可得到催化剂A2。经过XRD分析，其化学组成为：PREHY分子筛含量为16.2重量％，ZRP分子筛的含量为2.3重量％，金属镍含量为15.9重量％，粘结剂含量为21.5重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:70)，氧化镁含量为44.1重量％。比表面积为117m2/g，孔体积为0.23mL/g，平均粒径为88μm。

[0174] 实施例3

[0175] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0176] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(1)中，用ZSP分子筛0.21kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司，干基含量为0.18kg)代替ZSM-5分子筛。从而得到催化剂A3前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A3，经过XRD分析，其化学组成为USY分子筛含量为USY分子筛含量为15.0重量％，ZSP分子筛的含量为2.4重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。比表面积为128m2/g，孔体积为0.22mL/g，平均粒径为80μm。

[0177] 实施例4

[0178] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0179] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(4)中所采用氯化钴和硝酸镍的混合水溶液代替硝酸镍水溶液，该氯化钴和硝酸镍的混合水溶液中，硝酸镍的用量为2.63kg，氯化钴的用量为0.88kg，从而得到催化剂A4前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A4，经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.2重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.4重量％，镍含量为12.4重量％，钴的含量为4.2重量％，粘结剂含量为21.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.8重量％。比表面积为114m2/g，孔体积为0.23mL/g，平均粒径为81μm。

[0180] 实施例5

[0181] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0182] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(4)中，将3.6kg的催化剂载体浸渍于硝酸镍的水溶液(含硝酸镍2.59kg，水用量为3.0kg)中，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A5。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.6重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.5重量％，金属镍含量为12.7重量％，粘结剂含量为23.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为46.2重量％。比表面积为132m2/g，孔体积为0.24mL/g，平均粒径为83μm。

[0183] 实施例6

[0184] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0185] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，

[0186] (1)将USY分子筛1.05kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.98kg)、ZSM-5分子筛0.19kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为
0.16kg)、氧化锌粉末(购自Headhorse公司，纯度99.7％，2.65kg)和5.6kg去离子水混合，搅拌30分钟后得到含有USY分子筛、ZSM-5分子筛和氧化锌的混合浆液；

[0187] (2)将高岭土1.58kg(购自苏州高岭土厂S1系列，干基含量为1.5kg)和拟薄水铝石0.67kg(购自中国铝业山东分公司，干基含量为0.62kg)搅拌混合，然后加入3.5kg去离子水并混合均匀，而后加入300mL的盐酸(30重量％的浓度，购自北京化工厂)使浆液pH值为3.0，并搅拌酸化1h，然后升温至80℃老化2h，以制得粘结剂前体浆液；

[0188] (3)将步骤(1)所得的混合浆液加入到粘结剂前体浆液中，并搅拌混合1h，以得到载体浆液；将所得载体浆液采用喷雾干燥机(NiroBowenNozzleTowerTM型号)进行喷雾干燥(压力为8.5-9.5MPa，入口温度约为500℃，出口温度约为150℃)，从而制得粒度为80μm，堆积密度为1.05g/cm3的微球；将该微球先在180℃下干燥1.5h，然后在645℃下焙烧2h得到催化剂载体；

[0189] (4)将3.6kg的催化剂载体浸渍于硝酸镍的水溶液(含硝酸镍3.93kg，水用量为5.4kg)中，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A6。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为13.1重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.1重量％，金属镍含量为21.9重量％，粘结剂含量为28.3重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为34.6重量％。比表面积为97m2/g，孔体积为0.20mL/g，平均粒径为87μm。

[0190] 实施例7

[0191] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0192] 根据实施例4所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(4)中采用氯化铁代替氯化钴，且氯化铁的用量为0.88kg，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A7。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.2重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.4重量％，镍含量为12.2重量％，铁的含量为4.2重量％，粘结剂含量为21.1重量％，氧化锌含量为44.9重量％。比表面积为110m2/g，孔体积为0.21mL/g，平均粒径为82μm。

[0193] 实施例8

[0194] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0195] 根据实施例4所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(4)中采用钼酸钠和钨酸钠的混合水溶液代替硝酸镍和氯化钴，且钼酸钠的用量为1.23kg，钨酸钠的用量为0.35kg，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A8。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.2重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.4重量％，钨含量为4.6重量％，钼的含量为11.4重量％，粘结剂含量为21.3重量％，氧化锌含量为45.1重量％。比表面积为126m2/g，孔体积为0.23mL/g，平均粒径为82μm。

[0196] 实施例9

[0197] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0198] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(1)中，USY分子筛为0.92kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.87kg)、ZSM-5分子筛0.46kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.43kg)，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A9。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为11.6重量％，ZSM-5分子筛的含量为5.8重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为
22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。
比表面积为128m2/g，孔体积为0.23mL/g，平均粒径为78μm。

[0199] 实施例10

[0200] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0201] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，步骤(1)中，USY分子筛为1.26kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为1.18kg)、ZSM-5分子筛0.14kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.12kg)，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A10。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.8重量％，ZSM-5分子筛的含量为1.6重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为
22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。
2
比表面积为120m/g，孔体积为0.21mL/g，平均粒径为85μm。

[0202] 实施例11

[0203] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0204] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，

[0205] (1)将USY分子筛0.81kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为0.75kg)、ZSM-5分子筛0.14kg(购自中国石化催化剂齐鲁分公司以下同，干基含量为
0.12kg)、氧化锌粉末(购自Headhorse公司，纯度99.7％，3.3kg)和5.4kg去离子水混合，搅拌30分钟后得到含有USY分子筛、ZSM-5分子筛和氧化锌的混合浆液；

[0206] (2)将高岭土1.20kg(购自苏州高岭土厂S1系列，干基含量为1.15kg)和拟薄水铝石0.53kg(购自中国铝业山东分公司，干基含量为0.49kg)搅拌混合，然后加入3.6kg去离子水并混合均匀，而后加入300mL的盐酸(30重量％的浓度，购自北京化工厂)使浆液pH值为3.0，并搅拌酸化1h，然后升温至80℃老化2h，以制得粘结剂前体浆液；

[0207] (3)将步骤(1)所得的混合浆液加入到粘结剂前体浆液中，并搅拌混合1h，以得到载体浆液；将所得载体浆液采用喷雾干燥机(NiroBowenNozzleTowerTM型号)进行喷雾干燥(压力为8.5-9.5MPa，入口温度约为500℃，出口温度约为150℃)，从而制得粒度为80μm，堆积密度为1.05g/cm3的微球；将该微球先在180℃下干燥1.5h，然后在645℃下焙烧2h得到催化剂载体；

[0208] (4)将3.6kg的催化剂载体浸渍于硝酸镍的水溶液(含硝酸镍3.47kg，水用量为4.8kg)中，从而制得催化剂前体。随后按照实施例1的方法进行氢化，制得催化剂A11。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为10.8重量％，ZSM-5分子筛的含量为1.7重量％，金属镍含量为16.4重量％，粘结剂含量为23.6重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为47.5重量％。比表面积为102m2/g，孔体积为0.19mL/g，平均粒径为85μm。

[0209] 实施例12

[0210] 本实施例用于说明本发明的吸附脱硫和烃类转化催化剂及其制备方法。

[0211] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，不进行步骤(1)，而是将步骤(1)的USY分子筛、ZSM-5分子筛、氧化锌粉末和去离子水加入到步骤(2)所得的粘结剂前体浆液中，一起进行混合以制得载体浆液。从而得到催化剂A12。经过XRD分析，其化学组成为：USY分子筛含量为15.0重量％，ZSM-5分子筛的含量为2.4重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。比表面积为109m2/g，孔体积为0.21mL/g，平均粒径为80μm。

[0212] 对比剂1

[0213] 选择购自中国石化集团南京化学工业有限公司催化剂厂的催化剂FCAS-Ⅰ作为对比催化剂D1，其组成为：氧化铝含量为16.4重量％，氧化硅含量为13.6重量％，氧化镍含量为21.4重量％，氧化锌含量为48.6重量％。比表面积为86m2/g，孔体积为0.17mL/g，堆积密度为1.13g/ml。

[0214] 对比剂2

[0215] 选择购自中国石化集团南京化学工业有限公司催化剂厂的催化剂FCAS-Ⅱ作为对比催化剂D2，其组成为：氧化铝含量为15.1重量％，氧化硅含量为12.2重量％，氧化镍含量2
为23.1重量％，氧化锌含量为49.6重量％。比表面积为84m /g，孔体积为0.16mL/g，堆积密度为1.15g/ml。

[0216] 对比剂3

[0217] 根据实施例1所述的方法制备催化剂，不同的是，采用等重量份的ZSM-5分子筛代替USY分子筛，即ZSM-5分子筛总干基用量为1.4kg，从而制得催化剂D3。经过XRD分析，其化学组成为：ZSM-5分子筛的含量为17.4重量％，金属镍含量为16.2重量％，粘结剂含量为22.0重量％(粘结剂中，氧化铝和二氧化硅的重量比为100:65)，氧化锌含量为44.4重量％。
比表面积为130m2/g，孔体积为0.24mL/g，平均粒径为76μm。

[0218] 实验例1-12

[0219] 采用图1所示的含硫轻油生产洁净汽油的反应系统和流程，分别将上述催化剂A1-A12装配至加压流化床反应器中，装填量为6.0kg；第一反应段的直径为68mm，长度为800mm，催化剂藏量为2.4kg；第二反应段直径为68mm，长度为1200mm，催化剂藏量为3.6kg。先在3.0Nm3/h氢气流量通入下，且420℃、压力为2.75MPa(表压)下还原60min；而后在反应压力为2.75MPa(表压)下，将全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的重汽油的进料量为7.2kg/
3
h，混和的氢气流量为1.2Nm/h，温度为410℃，从加压流化床反应器的第一反应段的底部进入；全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的轻汽油的进料量为10.0kg/h，混和的氢气进料量为0.2Nm3/h，温度为360℃，从加压流化床反应器的第二反应段的底部进入；第一反应段的氢油体积比为125，质量空速为3.0h-1，反应温度为420℃，第二反应段的氢油体积比为58，-1
质量空速为4.8h ，反应温度为425℃；且控制再生器顶的操作压力为160kPa(表压)，再生床中温度为520℃；催化剂的循环量为0.36kg/h。产品分布见表1，汽油性质见表2，催化剂的碳和硫含量见表3。

[0220] 实验例13

[0221] 采用图1所示的含硫轻油生产洁净汽油的反应系统和流程，将上述催化剂A1装配至加压流化床反应器中，装填量为6.0kg；第一反应段的直径为68mm，长度为1000mm，催化剂藏量为3.0kg；第二反应段直径为68mm，长度为1200mm，催化剂藏量为3.0kg。先在3.0Nm3/h氢气流量通入下，且420℃、压力为2.75MPa(表压)下还原60min；而后在反应压力为2.75MPa(表压)下，将全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的重汽油的进料量为7.2kg/h，混和的氢气流量为1.2Nm3/h，温度为410℃，从加压流化床反应器的第一反应段的底部进入；全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的轻汽油的进料量为10.0kg/h，混和的氢气进料量为0Nm3/h，温度为360℃，从加压流化床反应器的第二反应段的底部进入；第一反应段的氢油体积比为125，质量空速为2.4h-1，反应温度为420℃，第二反应段的氢油体积比为50，质量空速为5.7h-1，反应温度为420℃；且控制再生器顶的操作压力为150kPa(表压)，再生床中温度为
530℃；催化剂的循环量为0.36kg/h。产品分布见表1，汽油性质见表2，催化剂的碳和硫含量见表3。

[0222] 实验例14

[0223] 采用图1所示的含硫轻油生产洁净汽油的反应系统和流程，将上述催化剂A1装配至加压流化床反应器中，装填量为6.6kg；第一反应段的直径为68mm，长度为1000mm，催化剂藏量为3.0kg；第二反应段直径为76mm，长度为1000mm，催化剂藏量为3.6kg。先在3.2Nm3/h氢气流量通入下，且420℃、压力为2.75MPa(表压)下还原60min；而后在反应压力为2.75MPa(表压)下，将全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的重汽油的进料量为9.0kg/h，混和的氢气流量为1.3Nm3/h，温度为420℃，从加压流化床反应器的第一反应段的底部进入；全馏分含硫轻质原料油经切割后得到的轻汽油的进料量为12.4kg/h，混和的氢气进料量为0.3Nm3/h，温度为360℃，从加压流化床反应器的第二反应段的底部进入；第一反应段的氢油体积比为109，质量空速为3.0h-1，反应温度为420℃，第二反应段的氢油体积比为54，质量空速为6.0h-1，反应温度为425℃；且控制再生器顶的操作压力为150kPa(表压)，再生床中温度为520℃；催化剂的循环量为0.39kg/h。产品分布见表1，汽油性质见表2，催化剂的碳和硫含量见表3。

[0224] 对比例1-12

[0225] 本对比例以全馏分的催化汽油原料的流化床吸附剂脱硫的S-Zorb中型装置为例，3
分别将催化剂A1-A12装配至加压流化床反应器的反应段中，装填量为6.0kg，先在2.0Nm /h氢气通入量下，且420℃、压力为2.75MPa(表压)下还原60min；而后在流化床反应器顶的操作压力为2.75MPa(表压)，催化汽油进料量为24.0kg/h，质量空速为4.0h-1，氢气的进料流量为1.8Nm3/h，氢油体积比为55，氢气与原料油的混和进料温度为380℃、反应床中温度为425℃。且控制再生器顶的操作压力为160kPa(表压)，再生床中温度为518℃；催化剂的循环量为0.40kg/h。产品分布见表1，汽油性质见表2，催化剂的碳和硫含量见表3。

[0226] 对比例13-15

[0227] 采用与对比例1-12相同的方法，不同的是，分别采用对比催化剂D1-D3代替催化剂A1-A12。产品分布见表1，汽油性质见表2，催化剂的碳和硫含量见表3。

[0228] 表1

[0229]

[0230] 注：重汽油转化率是指产物中原料的重汽油减去反应剩余的重汽油占原料的重量百分比。

[0231] 表2

[0232]

[0233] 注：原料的50重量％温度点为119℃，原料的90重量％温度点为190℃；原料的RON为92.2、MON为81.9。

[0234] 表3

[0235]

[0236] 通过上述数据可以看出，本发明提供的含硫轻油生产清洁汽油的方法和系统能够改善汽油馏程分布，增加汽油的中间馏分含量，汽油的50重量％、90重量％和终馏点降低，汽油辛烷值相对原料提高，且所得汽油含硫量低，焦炭产率较低，适合长时的多产低硫高辛烷值汽油和液化气。此外，本发明所用的吸附脱硫和烃类转化的催化剂的流化性能强，反应器内催化剂性质稳定，产品性质稳定，装置可以长期运转。

[0237] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

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