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一种降低催化裂化汽油硫含量的方法

阅读：286发布：2021-03-02

IPRDB可以提供一种降低催化裂化汽油硫含量的方法专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本发明公开了一种降低催化裂化汽油硫含量的方法。首先将催化裂化稳定汽油在预分馏塔内切割分离为轻馏分和重馏分；轻馏分去无碱脱臭单元；无碱脱臭后的轻馏分和催化裂化主分馏塔侧线抽出的热柴油引入分馏塔，塔顶得到轻汽油，从塔中侧线抽出中汽油馏分，与重馏分混合后进行选择性加氢脱硫，所得精制产物与脱臭后的轻汽油混合得到清洁汽油产品或调和组分。本发明不仅可以降低催化裂化汽油硫醇硫及总硫含量，生产出硫和烯烃含量合格的清洁汽油产品，而且可以明显降低生产装置能耗，增加催化裂化汽油脱硫装置的经济效益。，下面是一种降低催化裂化汽油硫含量的方法专利的具体信息内容。

权利要求

1.一种降低催化裂化汽油硫含量的方法，包括以下步骤：

（1）从催化裂化装置来的催化裂化稳定汽油首先进入轻重汽油预分馏塔，从塔顶抽出馏程较低的轻馏分，塔底抽出重馏分；其中轻馏分和重馏分的切割温度为70℃~90℃；

（2）从步骤（1）塔顶出来的轻馏分送往无碱脱臭单元，脱除其中的硫醇硫；

（3）从步骤（2）所得脱除硫醇后的轻馏分和催化裂化热柴油一起进入分馏塔，从分馏塔塔顶得到轻汽油，从分馏塔塔中侧线抽出中汽油馏分，塔底抽出柴油送出装置；所述轻汽油的干点为45℃~60℃，中汽油的干点为75℃~90℃；所述催化裂化热柴油的温度为

60℃~290℃；

（4）步骤（3）所得中汽油与步骤（1）得到的重馏分混合后，进入加氢保护反应器，进行二烯烃饱和反应；

（5）步骤（4）的反应流出物经换热或加热升温后进入加氢脱硫反应器，进行深度选择性加氢脱硫；

（6）步骤（5）的反应流出物进入气液分离器进行分离，所得液体产物经过气提后，与步骤（3）所得轻汽油混合，得到清洁汽油产品或调和组分。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（1）所述的催化裂化装置包括流化催化裂化、重油催化裂化、催化裂解、选择性催化裂化、多产柴油催化裂化、多产异构烯烃催化裂化、多产异构烃催化裂化、多产液化气和柴油催化裂化装置中的一种或几种。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（2）中所述无碱脱臭的条件为：反应-1器操作压力0.1~1.0MPa，反应温度20℃~70℃，进料空速0.5~2.0h ，空气流量/进料量体积比为0.1~1.0。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）所述的分馏塔的进料方式为，轻馏分从塔底部进入，催化裂化热柴油从塔中部进入。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化裂化热柴油的温度为

100℃~160℃。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）中所述的催化裂化热柴油为催化裂化主分馏塔引入的侧线产品，柴油馏分的干点为330~380℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（3）中分馏塔塔顶轻汽油馏分干点控制为50℃~55℃，中汽油馏分干点控制为80℃~85℃。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤（4）所述的加氢保护反应器的反应条-1 -1件为：反应压力1.0 MPa~4.0 MPa，反应入口温度150℃~250℃，体积空速1.0h ~10.0 h ，氢油体积比30∶1~100∶1；步骤（5）所述加氢脱硫反应器的反应条件为：反应压力1.0 -1 -1MPa~4.0 MPa，反应入口温度200℃~300℃，体积空速1.0h ~10.0 h ，氢油体积比150∶1~

450∶1。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的加氢保护反应器中装填二烯烃加氢饱和催化剂，加氢饱和催化剂以Al2O3为载体，以第VIB族金属Mo和/或W，第Ⅷ族金属Co和/或Ni为活性金属，以P和K为助剂。

10.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢保护反应器内二烯烃饱和催化剂床层的上部级配一种或多种保护剂，保护剂和二烯烃饱和催化剂的体积比为0.2~2。

11.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤（5）中，步骤（4）所得反应流出物经过加热炉加热或者与催化裂化主分馏塔引出的345℃~500℃的高温油浆换热升温后，达到加氢脱硫反应器的进料温度。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，在步骤（6）中，步骤（5）的反应流出物在进入气液分离器之前先与中汽油与重馏分的混合物料及氢气进行换热降温。

说明书全文

一种降低催化裂化汽油硫含量的方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种轻质烃类精制的工艺方法，更具体地说是一种降低催化裂化汽油硫含量的方法，尤其是降低催化裂化汽油硫醇硫含量，生产清洁汽油的方法。技术背景

[0002] 随着汽车工业的快速发展和环保要求的日益严格，低硫、超低硫清洁汽油的生产已成为炼油工业发展必然趋势。从我国目前汽油池的构成来看，催化裂化汽油组分占75%~80%。而催化裂化汽油的硫含量通常在100~2000µg/g，对我国汽油池中的硫含量的贡献率最高，达到98%以上。而且，随着催化裂化加工的原料向重质化方向发展，将导致催化裂化汽油中的硫含量进一步增高。因此，催化裂化汽油脱硫就成为清洁汽油生产技术中必须解决的关键技术。

[0003] 现有降低催化裂化汽油硫含量的技术很多，大致可以归结为催化裂化原料加氢预处理、催化裂化汽油后处理、以及这这两种方式的结合使用。这些技术虽然可以大幅度地降低硫含量和烯烃含量，但由于在加氢过程中必然将具有高辛烷值的烯烃组分大量饱和，致使汽油产品的辛烷值损失很大，而且装置运行费用较高。

[0004] EP0940464公开了一种催化裂化汽油脱硫的工艺方法，将催化裂化汽油切割成轻、中、重三种馏分，重馏分首先进入具有两个床层的固定床反应器的第一床层进行加氢脱硫，其脱硫后反应产物与中馏分在第一床层出口混合一起进入第二床层进入加氢脱硫反应。该方法以催化裂化汽油不同馏程范围的馏分的硫含量不同为基础，不同馏分进行不同深度的加氢脱硫，有利于降低产品汽油的硫含量，但加氢过程烯烃饱和率较高，造成产品汽油辛烷值损失过大。

[0005] US5399258公开了一种汽油改质方法，第一段经过加氢脱硫脱氮、烯烃加氢饱和后，得到的中间产物直接进入第二段进行辛烷值恢复反应。第一段的反应温度偏高，与第二段的反应温度持平。由于第一段的反应温度过高，导致最终产物产生大量硫醇硫，温度越高，产生的硫醇硫越多。

[0006] CN101492606A提供了一种产生低硫醇产物的FCC汽油加氢脱硫方法，将包含硫化物的烃流进料至具有一个或多个加氢脱硫反应区的催化蒸馏反应器；将氢进料到催化蒸馏反应器；同时在催化蒸馏反应器中：将烃流分馏成重馏分和轻馏分；使氢气和轻馏分接触以形成H2S和硫含量被降低的轻馏分；回收作为塔顶产物的轻馏分、H2S和氢；回收重馏分；将塔顶产物加热至500℉~700℉；将加热的塔顶产物和氢进料至高温低压反应器，以形成H2S和硫含量被降低的反应流出物；分离反应流出物、H2S和未反应的氢，以形成轻烃馏分和包含H2S和氢的馏分；将轻烃馏分的一部分再循环至催化蒸馏反应器。该方法能有效降低产品汽油中的硫醇类硫，但操作比较复杂，控制不易稳定。

[0007] USP6024865公开了一种汽油烷基化脱硫方法，先将汽油分成轻、重两个馏分，再分别进行烷基化反应，达到脱硫的目的。该方法针对汽油馏分中含有的硫化物种类调节烷基化条件，轻馏分利用自身含有的烯烃在较为温和的条件下进行烷基化反应，而重馏分通过外加C3-C5的烯烃或醇在较为苛刻的条件下进行烷基化反应。但反应流程相对较为复杂，外加烯烃或醇也增加了操作难度。

[0008] CN101220295A是催化裂化汽油和柴油耦合脱硫装置及方法，该方法通过一个噻吩硫烷基化反应器，将催化裂化汽油中的硫转移为高沸点的硫化物中，然后和催化裂化柴油一起进入硫转移分馏塔，塔顶得到硫转移的汽油，塔底抽出的含硫柴油去柴油脱硫装置。该工艺方法通过烷基化反应实现汽油中的硫转移，但汽油脱硫的深度有限，且需要从催化裂化柴油储罐引来柴油，将催化裂化分馏部分的汽柴油产品混合后设置专门的分馏塔再将汽柴油分离，装置的能耗和投资相应上升。

[0009] 不同类型的催化裂化装置都由反应-再生系统、分馏系统和吸收-稳定系统组成。分馏系统主要是催化裂化主分馏塔，反应再生系统来的高温油气在主分馏塔中分成不同的产品，主分馏塔塔顶出富气和粗汽油；侧线从上到下依次抽出轻柴油、重柴油和回炼油；塔底抽出催化裂化油浆。吸收稳定系统主要由吸收塔、解吸塔和稳定塔组成，利用吸收和精馏的方法将富气和粗汽油分离为干气、液化气和稳定汽油。在产品质量和环保要求日益严格的形势下，催化裂化得到的产品（包括干气、液化气、汽油、柴油）都需要经过加氢处理（主要是加氢脱硫）后才能送出作为市场销售产品。其中的稳定汽油是车用汽油的主要来源，催化裂化稳定汽油脱硫技术则是清洁汽油生产的关键技术。

[0010] 现有催化裂化稳定汽油脱硫技术中，大都是依据催化裂化稳定汽油的硫含量随馏分变重呈递增式分布的趋势，硫主要集中在重馏分中，特别是>90℃重馏分的硫含量明显增加；而烯烃含量随馏分变重呈递降式分布趋势，烯烃主要集中在轻馏分中，特别是>90℃重馏分的烯烃含量明显降低，烯烃富集在<90℃轻馏分中的特性，为了保证催化裂化稳定汽油脱硫后汽油辛烷值损失最小，通常采用的技术是：将催化裂化稳定汽油或经过无碱脱臭的催化裂化稳定汽油按一定的切割点分为轻馏分汽油和重馏分汽油，轻馏分汽油进行脱硫醇处理，重汽油馏分进行加氢脱硫，然后再将二者混合作为产品汽油去汽油调合池。现有技术对于生产满足硫含量＜150µg/g或硫含量＜50µg/g的汽油是完全可行的，但随着环保法规对汽油质量升级要求的不断提高，生产硫含量＜10µg/g，特别是硫醇硫含量＜5µg/g超低硫清洁汽油已是大势所趋。现有的技术虽能满足生产要求，但生产的苛刻度将大幅上升，装置的运行周期和操作弹性将会降低，装置的经济效益会受到严重影响。特别是经过无碱脱臭后的催化裂化稳定汽油中低沸点的硫醇硫转化成高沸点的二硫化物，在轻重汽油分馏塔中很难将轻汽油馏分的硫醇硫脱除，继而影响了混合汽油的硫醇硫及总硫含量。

[0011] 当前石油炼制生产中，催化裂化装置和催化裂化汽油精制装置是各自独立的两套装置，催化裂化装置的催化柴油、油浆也是经冷却后送出装置。而催化裂化工艺的热量比较富裕，通常用来发生炼厂需要的蒸汽，但大部分300℃以下的热量不能充分利用，还增加了装置冷却负荷。

[0012] 因此，将催化裂化装置与汽油加氢精制装置更紧密地结合起来，利用现有的工艺生产技术，实现催化裂化汽油的硫含量达到指标要求，特别是实现轻汽油馏分的硫醇硫含量满足指标要求；并充分实现装置间热量的合理利用，降低装置的单位能耗，增加装置的经济效益，以最低的消耗生产出满足日益严格的汽油质量指标的清洁汽油产品具有非常重要的现实意义。

发明内容

[0013] 针对现有技术的不足和现实生产需要，本发明提供一种降低催化裂化汽油硫含量的方法，尤其是降低其中硫醇硫含量，生产清洁汽油的脱硫方法。本发明方法不仅可以降低催化裂化汽油硫醇硫及总硫含量，生产出硫和烯烃含量合格的清洁汽油产品，而且可以明显降低生产装置能耗，增加催化裂化汽油脱硫装置的经济效益。

[0014] 本发明提供的降低催化裂化汽油硫含量的方法，包括以下步骤：

[0015] （1）从催化裂化装置来的催化裂化稳定汽油首先进入轻重汽油预分馏塔，从塔顶抽出馏程较低的轻馏分，塔底抽出重馏分；其中轻馏分和重馏分的切割温度为70℃~90℃；

[0016] （2）从步骤（1）塔顶出来的轻馏分送往无碱脱臭单元，脱除其中的硫醇硫；

[0017] （3）从步骤（2）所得脱除硫醇后的轻馏分和催化裂化热柴油一起进入分馏塔，从分馏塔塔顶得到轻汽油，从分馏塔塔中侧线抽出中汽油馏分，塔底抽出柴油送出装置；所述轻汽油的干点为45℃~60℃，中汽油的干点为75℃~90℃；

[0018] （4）步骤（3）所得中汽油与步骤（1）得到的重馏分混合后，进入加氢保护反应器，进行二烯烃饱和反应；

[0019] （5）步骤（4）的反应流出物经换热或加热升温后进入加氢脱硫反应器，进行深度选择性加氢脱硫；

[0020] （6）步骤（5）的反应流出物进入气液分离器进行分离，所得液体产物经过气提后，与步骤（3）所得轻汽油混合，得到清洁汽油产品或调和组分。

[0021] 根据本发明的催化裂化汽油脱硫方法，步骤（1）所述的催化裂化装置包括各种类型的催化裂化装置，如流化催化裂化（FCC）、重油催化裂化（RFCC）、催化裂解（DCC）、选择性催化裂化（SCC）、多产柴油催化裂化（MDP）、多产异构烯烃催化裂化（MIO）、多产异构烃催化裂化（MIP）、多产液化气和柴油催化裂化（MGD）装置等。

[0022] 步骤（2）中所述的无碱脱臭可以采用本领域中熟知的技术。如无碱脱臭的条件一-1般为：反应器操作压力0.1~1.0MPa，反应温度20℃~70℃，进料空速0.5~2.0h ，空气流量/进料量体积比为0.1~1.0。所用催化剂及助催化剂为本领域常用的催化剂，可以选择市售商品或者根据本领域的知识进行制备。

[0023] 步骤（3）所述的分馏塔的进料方式一般为，轻馏分从塔底部进入，催化裂化热柴油从塔中部进入。这里所述的催化裂化热柴油可以为催化裂化主分馏塔引入的侧线产品，也可以是从空冷器前引入的催化裂化柴油，柴油馏分的干点一般为330~380℃。催化裂化热柴油的温度一般为60℃~290℃，优选100℃~160℃。分馏塔塔顶轻汽油馏分干点控制为45℃~60℃，优选为50℃~55℃；中汽油馏分干点控制为75℃~90℃，优选为80℃~85℃。轻馏分经过无碱脱臭后，其中含有的硫醇被氧化为较重的二硫化物，在分馏塔的分馏过程中进入较重的中汽油和柴油馏分中。

[0024] 步骤（4）中，所得中汽油与步骤（1）得到的重馏分混合，再与氢气混合后，与加氢脱硫反应流出物进行换热。

[0025] 步骤（4）所述的加氢保护反应器的反应条件为：反应压力1.0 MPa~4.0 MPa，优选-11.5 MPa~2.0 MPa；反应入口温度150℃~250℃，优选170℃~200℃；体积空速1.0h ~10.0 -1 -1 -1
h ，优选4.0h ~8.0 h ；氢油体积比30∶1~ 100∶1，优选50∶1~ 70∶1。

[0026] 加氢保护反应器中的催化剂床层为单床层或双床层，床层装填加氢处理催化剂，优选双烯烃加氢饱和催化剂。加氢饱和催化剂以Al2O3为载体，以第VIB族金属Mo和/或W，第Ⅷ族金属Co和/或Ni为活性金属，以P和K为助剂。也可采用选择性加氢饱和的各种商业催化剂，如抚顺石油化工研究院研制开发的SHT-1、FH-40C等汽油加氢处理催化剂，或按本领域现有方法制备。

[0027] 根据需要还可以在保护反应器的催化剂床层的上部级配一定比例的一种或多种保护剂，保护剂和加氢饱和催化剂的体积比为0.2~2，优选0.5~1。所选用的保护剂系具有较大的比表面积和孔隙率，如抚顺石油化工研究院研制的FBN-02、FBN-03系列鸟巢保护剂，或者按本领域现有方法制备。

[0028] 步骤（5）所述的加氢脱硫反应器的反应条件为：反应压力1.0 MPa~4.0 MPa，优选-11.5 MPa~2.0 MPa；反应入口温度200℃~300℃，优选255℃~280℃；体积空速1.0h ~10.0 -1 -1 -1
h ，优选2.0h ~5.0 h ；氢油体积比150∶1~ 450∶1，优选250∶1~ 350∶1。

[0029] 所述的加氢脱硫反应器包括至少两个催化剂床层，床层间有冷氢注入设置。不同床层级配装填加氢处理催化剂，优选加氢脱硫催化剂。优选的加氢脱硫催化剂为负载在无定型Al2O3和/或硅酸铝载体上的第VIB族金属Mo和/或W，和/或第Ⅷ族金属Co和/或Ni非贵金属催化剂，也可采用选择性加氢脱硫或深度脱硫降烯烃等各种商业催化剂，如抚顺石油化工研究院研制的FGH-11、FGH-21、FGH-31，北京石油化工科学研究院研制的RSDS-1等汽油加氢催化剂，或按本领域现有方法制备。

[0030] 其中在步骤（5）中，步骤（4）所得反应流出物经过加热炉加热或者与催化裂化主分馏塔引出的345℃~500℃的高温油浆换热升温后，即达到加氢脱硫反应器的进料温度。优选利用催化裂化分馏塔的高温油浆给加氢脱硫进料进行换热升温，可以省掉一台加氢脱硫反应进料加热炉，节省设备投资和操作成本。

[0031] 在步骤（6）中，步骤（5）的反应流出物在进入气液分离器之前可以先与中汽油与重馏分的混合物料及氢气进行换热降温。气液分离器得到的富氢气体经过旋流分离器脱除夹带的液相后进入循环氢脱硫塔。循环氢脱硫采用胺液溶剂吸附法，所述的胺液为有机碱，以醇胺类较多，常用一乙醇胺（MEA），二乙醇胺（DEA），二异丙醇胺（DIPA），N-甲基二乙醇胺（MDEA）中的一种或几种。循环氢脱硫塔中，从脱硫塔上部注入贫胺液，塔底抽出富胺液送出装置再生循环利用；脱除硫化氢后的循环氢经过压缩机升压后与装置外来的新氢混合，作为混氢供装置使用。所述的循环氢脱硫后循环氢中的硫化氢含量为0~100 ppm,优选0~50 ppm。

[0032] 步骤（6）所述的气液分离器实现加氢脱硫产物的气液分离，控制条件为：温度40℃~50℃，压力1.0 MPa~4.0 MPa，优选1.5 MPa~2.0 MPa。

[0033] 本发明通过对催化裂化汽油预分馏，实现FCC汽油轻重馏分分离，再利用现有无碱脱臭技术处理催化裂化轻汽油，将轻馏分中的低沸点硫醇转化成为高沸点的二硫化物。然后将无碱脱臭后轻馏分和催化裂化装置主分馏塔来的热催化柴油引入分馏塔，通过分馏脱除无碱脱臭后轻汽油中沸点相对较高的二硫化物和微量易生焦物质，大幅降低塔顶轻汽油和少量侧线中汽油的总硫含量。最后把轻重汽油预分馏塔的重馏分和来自脱分馏塔的少量中汽油直接热进料到汽油选择性加氢脱硫单元，并利用催化裂化热量富裕的高温油浆为汽油选择性加氢脱硫供热，使其在适宜条件下进行加氢脱硫。加氢后的精制汽油经气提脱除硫化氢后与分馏塔塔顶轻汽油混合出装置去汽油产品调合系统。

[0034] 与现有技术相比，本发明的催化裂化汽油脱硫方法具有以下优点：

[0035] （1）利用催化裂化装置富余热量，实现轻重汽油分离，有利于实现催化汽油选择性加氢脱硫装置与催化裂化装置的热耦合，从而可以大幅度降低催化裂化汽油脱硫装置的生产运行综合能耗。

[0036] （2）通过设置分馏塔，利用高温的热柴油携带的热量实现轻馏分和柴油馏分的传质、传热，脱除无碱脱臭后轻汽油中沸点相对较高的二硫化物和微量易生焦物质，大幅降低塔顶轻汽油和中汽油的总硫含量。不仅保证了轻汽油馏分的硫醇硫含量很低，降低了中汽油中的硫含量和结焦前驱物的含量，还实现了催化裂化热量的充分利用。

[0037] （3）加氢脱硫单元设置保护反应器，利用催化剂和保护剂的合理级配，保证了装置的长周期运行。

[0038] （4）通过利用催化裂化高温油浆加热加氢脱硫反应器的进料，甚至可以取消加氢脱硫反应进料加热炉，避免了加氢脱硫进料在加热炉局部受热不均造成的结焦，还能够充分利用催化裂化装置富裕的热量，降低汽油脱硫装置的整体能耗。

[0039] （5）通过控制分馏塔塔中汽油馏分的出料量、馏程范围或去选择性加氢脱硫单元中汽油馏分量的多少，可以满足不同标准汽油产品生产的指标要求，从而增大了装置的操作弹性，实现了装置效益目标最大化生产。

[0040] （6）通过在选择性加氢单元设置的循环氢脱硫塔控制循环氢中的硫化氢含量，有效减少了硫醇再合成，从而保证了精制汽油中的硫醇硫含量满足要求。

[0041] （7）本发明方法工艺流程简单，操作弹性大，加工成本低，能够大幅降低催化裂化汽油中的硫含量和烯烃含量，尤其是降低汽油中的硫醇硫含量，生产出满足欧V或者国V汽油规格的低硫及超低硫汽油，而且汽油的辛烷值损失最小。本发明方法尤其适用于处理硫含量较高的劣质催化裂化汽油。

附图说明

[0042] 图1是本发明一种降低催化裂化汽油硫含量的方法的示意流程图。

[0043] 其中1为催化裂化稳定汽油，2为轻重汽油预分馏塔，3为重馏分，4为轻馏分，5为无碱脱臭单元，6为分馏塔，7为催化裂化柴油，8为精制轻汽油馏分，9为中汽油馏分，10为加氢脱硫反应器，11为加氢保护反应器，12为催化裂化油浆，13为气液分离器，14为除氧水，15为循环氢脱硫塔，16为贫胺液，17为富胺液，18为新氢，19为稳定塔，20为精制重汽油馏分。

具体实施方式

[0044] 结合图1，本发明方法的工艺流程为：

[0045] 来自催化裂化吸收-稳定系统的催化裂化稳定汽油1进入轻重汽油预分馏塔2进行分馏，塔顶抽出轻馏分4，塔底抽出重馏分3。塔顶轻馏分进入无碱脱臭单元5，脱除其中硫醇后经换热升温进入分馏塔6下部。从催化裂化引来的高温柴油7进入分馏塔6中下部。从分馏塔塔顶抽出精制轻汽油馏分8送去产品调合；从塔中抽出一定馏程范围的中汽油馏分9，根据生产需要一路送去产品调合，另一路送选择性加氢脱硫单元。在分馏塔内，利用热柴油携带的热量实现汽油轻馏分和柴油馏分的传质、传热，脱除无碱脱臭后汽油轻馏分中沸点相对较高的二硫化物和微量易生焦物质，大幅降低塔顶轻汽油和中汽油的总硫含量。

[0046] 分馏塔抽出的中汽油馏分9和轻重汽油分馏塔塔底的重馏分3一起进入选择性加氢脱硫单元，与氢气混合后经换热升温到150℃~180℃进入保护反应器11，使混合汽油进料中的二烯烃得到饱和，防止高温下二烯烃聚合结焦影响装置运行周期。保护反应器反应流出物经与催化裂化来的高温油浆换热升温到230℃~280℃后进入加氢主反应器10，进行深度的选择性加氢脱硫。反应流出物经换热冷却后进入气液分离器13，在气液分离器13前一定温度的冷却器入口注入除氧水14。气液分离后分离器顶部气相循环氢经脱液后进入循环氢脱硫塔15，在循环氢脱硫塔15上部注入贫胺液16，富胺液17从塔底抽出送出装置再生循环利用。脱硫后的循环氢经升压后和装置外来的新氢18混合进入选择性加氢脱硫系统循环使用；分离器底部油相经加热升温后进入稳定塔19，脱除硫化氢和小分子烃类。脱除硫化氢的精制重汽油馏分20从稳定塔19塔底抽出送产品调合。

[0047] 精制轻汽油馏分8和精制重汽油馏分20混合作为汽油调合组分送出装置。

[0048] 下面通过具体实施例对本发明的技术方案作进一步的详细说明。

[0049] 实施例均采用图1所示的工艺流程。其中无碱脱臭采用中国石油大学(北京)开发的无碱脱臭Ⅱ型工艺，催化剂为中国石油大学（北京）研发的AFS-12预制型催化剂。加氢保护催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的FH-40C加氢催化剂，加氢脱硫催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的FGH-31加氢催化剂。

[0050] 实施例1

[0051] 按图1所示的工艺流程处理MIP催化裂化汽油，生产超低硫清洁汽油。

[0052] MIP催化裂化汽油经过轻重汽油预分馏塔切割后（切割温度为80℃），得到轻馏分和重馏分，MIP催化裂化稳定汽油和轻、重馏分的性质见表1。

[0053] 表1 MIP催化裂化汽油和轻、重馏分性质

[0054]项目 MIP催化裂化汽油轻馏分重馏分
密度(20℃)，g/cm3 0.72 0.6772 0.7394
硫含量，μg/g 520 122 683
烯烃，v% 34 — —
RON 94.2 95.2 92.6
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 38/59 30/35 80/109
30%/50% 89/115 40/49 125/138
70%/90% 136/173 57/62 153/185
95%/ FBP —/200 67/73 197/202

[0055] 轻重汽油预分馏塔得到的轻馏分进入无碱脱臭单元，脱除硫醇硫。无碱脱臭条件-1为：压力0.6MPa、温度40℃、体积空速2.0h 、气油体积比（空气/轻馏分）0.7。

[0056] 无碱脱臭后的轻馏分和催化裂化柴油一起进入分馏塔，经过分馏后得到精制轻汽油馏分和中汽油馏分。无碱脱臭轻馏分和催化裂化柴油馏分性质见表2。

[0057] 精制轻汽油馏分和中汽油馏分性质见表3。

[0058] 表2 无碱脱臭后的轻汽油馏分和催化裂化柴油馏分性质

[0059]项目无碱脱臭轻馏分催化裂化柴油馏分
密度(20℃)，g/cm3 0.6878 0.8400
硫，μg/g 122 9800
硫醇硫，μg/g ＜5 —
RON 95.7 —
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 30/37 178/208
30%/50% 42/51 238/258
70%/90% 60/77 300/340
95%/ FBP 83/91 —/360

[0060] 表3 精制轻汽油馏分和中汽油馏分性质

[0061]项目精制轻汽油中汽油
密度(20℃)，g/cm3 0.6667 0.7080
硫，μg/g 5 230
硫醇硫，μg/g ＜2 —
RON 95.7 93.1
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 28/30 62/65
30%/50% 33/36 68/70
70%/90% 40/42 75/78
95%/ FBP 47/49 82/85

[0062] 分馏塔抽出的中汽油和预分馏塔得到的重馏分一起进入选择性加氢脱硫单元，依次通过加氢保护反应器和加氢脱硫反应器，进行深度脱硫，得到精制重汽油馏分。加氢脱硫单元的工艺条件列于表4。

[0063] 表4 加氢脱硫单元工艺条件

[0064]项目实施例1
反应器保护/脱硫
原料油中汽油+重馏分
催化剂 FH-40C/FGH-31
反应温度，℃ 178/282
氢分压，MPa 1.8/1.6
体积空速，h-1 5.0/3.0
氢油比（总），v/v 300

[0065] 精制重汽油和精制轻汽油混合作为精制汽油调合组分送出装置。精制重汽油馏分和混合精制汽油性质见表5。

[0066] 表5 精制重汽油馏分和混合精制汽油性质

[0067]项目加氢重汽油调合汽油
密度(20℃)，g/cm3 0.7305 0.7182
硫，μg/g 10 9
硫醇硫，μg/g <5 <5
RON 90.2 92.8
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 62/93 33/58
30%/50% 113/131 86/114
70%/90% 150/179 138/175
95%/FBP 192/200 188/198

[0068] 从实施例1可以看到，采用本发明提供的方法，MIP催化裂化汽油硫含量从520μg/g降低到9μg/g，硫醇硫含量<5μg/g。而辛烷值损失仅为1.4个单位。

[0069] 实施例2

[0070] 稳定汽油进料为MIP催化裂化汽油和FCC催化裂化汽油混合原料。

[0071] 混合汽油经过轻重汽油预分馏塔切割后（切割温度为80℃），得到轻馏分和重馏分。原料油、轻馏分和重馏分的性质见表6。

[0072] 表6 MIP汽油和FCC汽油、混合汽油、轻、重馏分性质

[0073]重馏分 70.51 0.7394 683 92.6 80/109 125/138 153/185 197/202
轻馏分 29.49 0.6772 122 95.2 30/35 40/49 57/62 67/73
混合汽油 100.00 0.7241 510 32.0 93.6 33/58 86/114 138/175 188/200催化裂化汽油
FCC 28.12 0.7344 480 27.3 91.4 23.3/43.7 67.6/98.9 136.1/172.5 185.5/191.3催化裂化汽油
/200
MIP 71.88 0.72 520 34 94.2 38/59 89/115 136/173 —
3
g/cm
)，
μg/g
% (20℃ v% (ASTM D-86)，℃
项目比例，密度硫含量，烯烃， RON 馏程 IBP/10% 30%/50% 70%/90% 95%/ FBP[0074] 轻馏分进入无碱脱臭单元，脱除硫醇硫。无碱脱臭条件为：压力0.7MPa、温度-1
35℃、体积空速2.0h 、气油体积比（空气/轻馏分）0.9。

[0075] 无碱脱臭后的轻馏分和催化裂化柴油一起进入分馏塔，经过分馏后得到精制轻汽油和中汽油。

[0076] 无碱脱臭后的轻馏分和催化裂化柴油性质见表7，精制轻汽油馏分和中汽油馏分性质见表8。

[0077] 表7 无碱脱臭后的轻馏分和催化裂化柴油性质

[0078]项目无碱脱臭轻馏分催化裂化柴油馏分
密度(20℃)，g/cm3 0.6878 0.8400
硫，μg/g 120 9800
硫醇硫，μg/g ＜5 -
RON 95.6 -
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 28/37 178/208
30%/50% 42/51 238/258
70%/90% 60/77 300/340
95%/ FBP 83/91 —/360

[0079] 表8 精制轻汽油分和中汽油性质

[0080]项目精制轻汽油中汽油
密度(20℃)，g/cm3 0.6667 0.7080
硫，μg/g 5 230
硫醇硫，μg/g ＜2 -
RON 95.7 93.1
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 28/30 62/65
30%/50% 33/36 68/70
70%/90% 40/42 75/78
95%/ FBP 47/49 82/85

[0081] 分馏塔抽出的中汽油和预分馏塔得到的重馏分一起进入选择性加氢脱硫单元，依次通过加氢保护反应器和加氢脱硫反应器，进行深度脱硫，得到精制重汽油馏分。加氢保护反应器和加氢脱硫反应器为加氢脱硫单元的工艺条件列于表9。

[0082] 表9 加氢脱硫工艺条件

[0083]项目实施例1
反应器保护/脱硫
原料油中汽油+重馏分
催化剂 FH-40C/FGH-31
反应温度，℃ 175/276
氢分压，MPa 2.0/1.8
体积空速，h-1 5.0/3.0
氢油比（总），v/v 300

[0084] 精制重汽油和精制轻汽油混合作为精制汽油调合组分送出装置。精制重汽油和混合精制汽油性质见表10。

[0085] 表10 精制重汽油和混合精制汽油性质

[0086]项目加氢重汽油调合后精制汽油
密度(20℃)，g/cm3 0.7305 0.7182
硫，μg/g 10 9
硫醇硫，μg/g <5 <5
RON 89.9 92.3
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 62/93 33/58
30%/50% 113/131 86/114
70%/90% 150/179 138/175
95%/FBP 192/200 188/198

[0087] 从实施例2可以看到，采用本发明提供的方法，MIP和FCC混合催化裂化汽油硫含量从510μg/g降低到9μg/g，硫醇硫含量<5μg/g。而辛烷值损失仅为1.3个单位。

[0088] 比较例1

[0089] 原料油同实施例1，全馏分汽油首先进行无碱脱臭，无碱脱臭条件同实施例1。脱臭后全馏分经预分馏得到<80℃轻馏分和>80℃重馏分。>80℃重馏分进行加氢脱硫，工艺条件列于表11。

[0090] 加氢脱硫后的精制重馏分与轻馏分混合得到清洁汽油。性质列于表12。

[0091] 表11 加氢脱硫工艺条件

[0092]项目实施例1
反应器保护/脱硫
原料油中汽油+重馏分
催化剂 FH-40C/FGH-31
反应温度，℃ 178/282
氢分压，MPa 1.8/1.6
体积空速，h-1 5.0/3.0
氢油比（总），v/v 350

[0093] 表12

[0094]项目 MIP稳定汽油调合汽油
3
密度(20℃)，g/cm 0.72 0.75
硫，μg/g 520 9
硫醇硫，μg/g — 5
RON 94.2 90.8
馏程(ASTM D 86)，℃
IBP/10% 38/59 38/61
30%/50% 89/115 92/101
70%/90% 136/173 137/175
95%/FBP —/200 —/204

[0095] 从表12可以看出，采用对比例1提供的方法，MIP催化裂化汽油硫含量从520μg/g降低到9μg/g，硫醇硫含量<5μg/g，而辛烷值损失为3.4个单位。

[0096] 达到同样的硫含量，辛烷值损失仅有1.4个单位；而且比较例1所得精制汽油的干点出现稍微的上升；与比较例1相比，实施例1中由于利用热催化柴油脱除了无碱脱臭过程中声称的少量易生焦物质，因此装置的稳定运转周期得到了延长。比较例1的运转周期通常为6~8个月。而本发明实施例1的运转周期可达到10~16个月，与比较例1相比，本发明将延长运转周期80%以上。

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一种板式分馏塔-专利编号CN110917644A	2020-05-13	978
一种分馏塔-专利编号CN104623921A	2020-05-12	172
分馏塔传质构件-专利编号CN1227049C	2020-05-13	1084
分馏塔盘-专利编号CN1242714A	2020-05-11	591
分馏塔-专利编号CN105903220A	2020-05-11	584
顺流分馏塔盘-专利编号CN101171072A	2020-05-13	269
一种分馏塔-专利编号CN110478930A	2020-05-11	170
一种分馏塔-专利编号CN110237557A	2020-05-11	140
螺旋分馏塔-专利编号CN1262327C	2020-05-12	332
螺旋分馏塔-专利编号CN1483499A	2020-05-12	508

一种降低催化裂化汽油硫含量的方法

一种降低催化裂化汽油硫含量的方法

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