CN100564490C

CN100564490C - 再生重整的新方法

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Publication number: CN100564490C
Application number: CNB2004100314556A
Authority: CN
Inventors: E·桑切斯; D·卡萨纳韦
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2003-03-11
Filing date: 2004-03-11
Publication date: 2009-12-02
Anticipated expiration: 2024-03-11
Also published as: FR2852323A1; US20040178119A1; FR2852323B1; CN1530427A; US7285205B2

Abstract

在本发明中描述了利用一组移动床的设备的新结构，其特征在于再生催化剂直接加到该组的至少两个反应器中。物料和中间流出液相对于反应器继续串联循环。本发明尤其能够跨越降低设备操作压力的新极限。

Description

再生重整的新方法

技术领域

本发明涉及移动床方法，例如用于提高汽油领域中石油馏分辛烷值(即初沸点为70-110℃，终沸点为150-180℃)的汽油重整(根据英语(anglo-saxonne)术语学为reforming(重整))。更一般地，本发明涉及利用一组移动床反应器的所有方法，例如在芳构化方法(根据英语(anglo-saxonne)术语学为aromizing(芳构化))或在正链烷烃脱氢方法中见到的方法。下面的说明书涉及连续的再生重整方法，这个方法可用再生重整名称表示。

背景技术

汽油重整方法始于50年代，有重大的技术进步后才为人们所知，这些技术进步往往与按照三个相继阶段出现的新生代催化剂相关。基于负载在氧化铝上的铂催化剂出现于50年代。这些设备在压力约5MPa下运行，大约每6个月对催化剂进行再生。到60年代末，出现了双金属催化剂，它们能够将运行的压力降低到约3MPa左右。最后，在70年代初，出现了催化剂连续再生，这有可能使运行的压力达到仅1MPa的量级。

实际上，再生重整设备在几巴(1巴＝0.1MPa)，典型地3巴(0.3MPa)压力下运行，使用可产生最多氢的选择性很高的催化剂和易于变得更窄的物料。

这种进步带来的一般趋势是压力继续降低，其对重整产率的影响是非常大的。

重整方法牵涉的化学反应很多。其中的原理是环烷脱氢变为化学类中最受欢迎的芳族化合物，因为正是这种芳族化合物有助于提高辛烷值。一般研究链烷烃脱氢为芳族化合物，和链烷烃异构化，特别是碳原子数5或6的链烷烃异构化，因为它们还伴随有辛烷值的增加。在这些不利的反应即没有导致提高辛烷值的反应中，可以列举链烷烃和环烷的加氢裂解反应。

热力学数据表明，不同化学类的平衡在低压下移向芳族化合物，正是这一点解释了设备向越来越低的操作压力，同时保持一定氢气分压的技术发展趋势，这种氢气分压能够限制焦炭使催化剂去活化。事实上，焦炭是一种高分子量的化合物，其特征在于低的H/C比，一般为0.3-1.0，它沉积在催化剂的活性位点上。尽管烃转化成焦炭的选择性非常低，但在催化剂上积累的焦炭含量可以非常可观。典型地，对于移动床设备，从最后反应器出来的这些含量是3-10重量％。

发明内容

催化重整设备的实际技术是在70年代以两种基本形式出现的移动床技术；在专利US 4119526中描述了这种技术，该技术的特征在于物料串联通过的反应器垂直叠置，本申请人的技术特征在于反应器并列放置。

在这两种情况下，反应器的流出物在加到下一个反应器顶部之前在炉中再加热，因为起作用的反应都是吸热的，并且这些反应器是在相等的进口温度下操作。在反应器垂直叠置的技术中，催化剂通过重力从一个反应器流到下一个反应器，然后用提升(根据英语术语学为lift)管道回收，或以气动输送方式送到最后反应器的出口，把催化剂加到也通过重力流出的再生器的顶部。在再生器底部，催化剂由第二条提升管道回收加到第一个反应器顶部。

在本申请人的技术中，这些反应器并列配置，催化剂也通过重力流到每个反应器内，并且通过提升管道从一个反应器底部输送到下一个反应器的顶部。在最后的反应器底部通过提升管道回收其催化剂，把催化剂加到也通过重力流出的再生器的顶部。在再生器底部，也通过提升管道回收其催化剂，把它加到第一个反应器的顶部。在专利FR 2657087中详细说明了催化剂的循环问题。

简言之，在移动床再生重整反应器的实际技术中，如同中间流出液从一个反应器到另一个反应器，催化剂从一个反应器串联循环到另一个反应器。这意味着除第一个反应器外，进入一个反应器的催化剂是已经被在前面反应器中的反应所焦化的催化剂。由此得出，催化活性的损失有损于每个反应器的运行，还会造成下面的反应器在更高的温度下操作，其温度高于如在进入这些反应器的催化剂上没有沉积焦时可能实施的温度。在每个反应器出口，将这些流出物送到再加热炉，以便一般在与前面反应器基本相同的温度水平下，但有时如果设备运行对催化剂有要求时，也可在稍微不同的温度水平下进入下一个反应器。

移动床重整设备的典型操作条件如下：操作压力为03-0.8MPa，空间速度，即反应器中催化剂质量与物料质量流量之比是1-4h^-1，氢气与烃摩尔比(H₂/HC)是3-10，更特别地是3-5，反应器的平均进口温度是480-550℃。

本发明能够再确定催化剂的循环，以便进入全部或部分相继的反应器中的催化剂是至少部分再生的催化剂，无论其反应器配置所采用的技术如何。因此，采用并列放置反应器的技术，或采用一些反应器在另一些反应器上垂直叠置的技术都可以使用本发明。换句话说，催化剂的循环至少部分地变成与反应器平行的循环，而物料和流出物的循环仍然是串联的。在本文下面给出了这类循环的不同实施方式。

附图说明：

图1表示本发明设备的结构，这些反应器是并列放置的。

图2表示本发明的一种具体方案，其中成双成对地收集从不同反应器出来的催化剂。

图3表示本发明的另一种具体方案，其中对于某些反应器，从这些反应器出来的催化剂不再被送到再生区，而送到其它反应器的顶部，即一种可以被描述为现有技术结构与本发明结构之间混起来的结构。

本发明的简要描述

因此，本发明包括一种催化剂在再生重整设备中循环的新方式，更一般地，这些再生设备利用一组移动床反应器，其中包括至少两个反应器，典型地三个或四个反应器，物料与流出物串联通过这些反应器。在下文中把设备的全部反应器称为反应器组(或该组反应器)，这些反应器并列放置或一些反应器叠置在另一些反应器上，并且总体上把从第一个、第二个、第三个反应器出来的流出液称为中间流出液，把从这组最后一个反应器出来的流出液称为出口流出液。在这样一组反应器中，优选地，一个反应器的全部或部分流出液构成了下一个反应器的至少部分物料。更优选地，第二个反应器的物料由第一个反应器的流出液构成，第三个反应器的物料由第二个反应器的流出液构成，依此类推。相反地，《反应器组》或《这组反应器》这些术语决不预示着催化剂在不同的反应器中的循环方式。这种循环方式因此可以是串联的或并联的或在某些情况下是这两者。本发明包括直接给这组反应器中的至少两个反应器加从再生区出来的催化剂。然后，在这组反应器的每个反应器底部收集催化剂，并加到能使来自每个反应器的不同催化剂物流均化的混合区，因为所述的催化剂物流含有焦炭含量不相同的催化剂。

这时把已均化的用过催化剂加到再生区，在再生区的出口可回收再生催化剂，再生催化剂的焦炭含量一般低于0.5重量％，常常低于0.1重量％。这时把这种再生催化剂加到分配区，再从该区送到这组反应器中的至少两个反应器中，任选地送到每个反应器中。

该分配区将来自再生区的催化剂物流分配成一定数量的平行物流，而这些物流加到至少两个反应器中，任选地加到这组的每个反应器中。在每个反应器内以及在再生区内这种催化剂总是以移动床进行循环。从每个反应器出来的回收催化剂的混合区，以及再生催化剂的分配区是本发明的组成部分。把物料加入这组的第一个反应器中，这些中间流出液从一个反应器串联循环到另一个反应器。使用再加热炉对离开这组的一个反应器的每个中间流出液进行再加热，能够使所述物流在该组的下一个反应器的入口处的温度恢复到希望的水平。

更确切地，本发明涉及一种汽油馏分的催化重整方法或一种再生方法，该方法利用一组反应器，优选地四个反应器构成反应区，物料和中间流出物串联通过所述的反应器，每个反应器以移动床方式运行，该方法具有一个再生区，该区能够除去在反应过程中在催化剂上沉积的焦炭，该方法的特征在于来自所述再生区的再生催化剂由公用分配区直接加到该组的至少两个反应器中，再从反应区出来收集在混合区中，在混合区中进行均化，从这个混合区出来再送回到再生区。

根据本发明的一种具体方案，可以把来自再生区的再生催化剂直接加到这组的每个反应器中。

根据本发明的另一种具体方案，可以把这种再生催化剂加到这组的第一个和第三个反应器，按照物料和流出液的通过顺序进行编号，把来自这组的第一个反应器的催化剂加到这组的第二个反应器中，把来自这组的第三个反应器的催化剂加到这组的第四个反应器中。在这种情况下，把来自这组的第二个反应器的催化剂和来自这组的第四个反应器的催化剂、送到公用的收集与均化区，再把从该区出来的用过催化剂送向再生区。

在一种还可考虑的具体方案中，可以把再生催化剂加到这组的第一个和第四个反应器中，从第一个反应器出来的催化剂进入第二个反应器的顶部，从这第二个反应器出来回收，再加到第三个反应器的顶部，从这第三个反应器出来回收送到混合区，在该区再加入来自第四个反应器的催化剂。来自混合区的催化剂被送到再生区。

本发明的其中一个益处是能够降低在每个反应器顶部的操作压力，因为正如在后面实施例所表明的，在这组的至少两个反应器中使用再生催化剂工作，因在这些反应器中平均焦炭浓度较低而伴随有明显的活性增加。这种活性增加可以在一定程度上改善设备的操作条件、操作压力、H₂/HC比或空间速度，能够在严格不变的操作条件下非常明显地增加重整汽油的产率，或在不变产率的条件下增加重整汽油的辛烷值。

用分离瓶调节的设备操作压力可以稳定在低于绝对0.3MPa水平，优选地低于绝对0.2MPa，更优选地是绝对约0.1MPa。H₂/HC摩尔比在通常的设备中一般是2-3，优选地可以是低于2，非常优选地低于1.5，还更优选地低于1。最后，空间速度被定义为催化剂质量与物料质量流量之比，在通常的设备中一般是在1.5-2.5的范围内，优选地可以稳定在高于2的值，优选地高于2.5，更优选地是高于3。

这种新概念还能够在同等严格操作条件下使用更少的催化剂，例如与同样容量的通常设备相比约少20％催化剂，因此无论在早期投资(更小的设备尺寸和更少的催化剂)大小方面，还是在还会降低运行成本(对于改善的性能而言，氢气循环比率较低，操作条件总体上不严格)方面在经济上都是非常诱人的。

最后，用分离瓶将压力降低到低于绝对0.2MPa水平的一个极有意义的结果是，可以使用一般在0.5-0.7MPa下可自由使用的仪表空气(l’ air instrument)(即设备的控制或调节仪表运行使用的空气)，如为了在再生区使沉积在催化剂上的焦炭燃烧而使用的氧气载气。

本发明可应用于任何以移动床运行的反应器组，无论这些反应器是并列配置，还是一些反应器垂直叠置在另一些反应器上。

本发明的详细描述

借助图1详细描述本发明，该图绘出了重整设备，它包括4个反应器，往四个反应器中的每个反应器加入来自再生区的催化剂。由管道(1)、炉(2)和管道(3)将物料(1)加到第一个反应器R1中。第一个反应器的流出液由管道(4)排出，通过炉(5)和管道(6)送到第二个反应器R2。第二个反应器的流出液由管道(7)排出，再通过炉(8)和管道(9)送到第三个反应器R3。第三个反应器的流出物由管道(10)排出，再通过炉(11)和管道(12)送到第四个反应器R4。第四个反应器的流出物由管道(13)排出，再送向图1上未绘出的运行区。

来自分配区(ZD)的催化剂进入瓶(D1)。

由多道条管道，例如(15)和(16)把催化剂加到反应器R1中。在处于移动床状态的反应器R1中催化剂从高处流向低处。从反应器R1出来的催化剂通过多道条管道、例如(17)和(18)回收，再通过管道(19)送向收集罐ZC。这个收集罐还起到混合器的作用，为此称之为混合区。

这个区应是本技术领域的技术人员已知的任何类型。例如可以列举经过相继分开的开始物流多混合区，或例如SULZER公司提出的均化颗粒固体所使用的以商品名SMF混合器销售的混合器。催化剂通过管道(50)从收集罐或混合区ZC连续排出，并通过管道(50)加到提升罐(LP)中(根据英语术语学为lift pot)。由提升罐(LP)通过提升管道(51)回收催化剂，再送向再生区(ZR)。

催化剂从再生区(ZR)出来，再通过提升管道(61)回到分配区(ZD)。

通过在图1上未绘出的加到提升罐(LP)的一般氢气或氮气类惰性气体二次流量，可保证调节催化剂流出的流量。用于提升和输送催化剂的气体一般是氢气或如氮气之类的惰性气体，这种气体可由外部设备提供，或在氢气的情况下由设备本身生产提供。如前面所描述的催化剂在反应器R1中的路径与从共同分配区ZD加到反应器R2、反应器R3和反应器R4的催化剂的路径严格相同。对于加到第二个反应器的催化剂路径，管道号数例如14、15、16、17、18、19因此变成24、25、26、27、28、29。对于加到第三个反应器的催化剂路径，这些号数是34、35、36、37、38、29。对于加到第四个反应器的催化剂路径，这些号数是44、45、46、47、48、49。

加入到反应器R1、R2、R3和R4的所有催化剂都重新汇集在混合区ZC中，它可以是本技术领域的技术人员已知的任何类型，例如还可以是已经列举的市售类型的混合区，一种能够将均匀的催化剂送到提升罐(LP)的流化区。在本发明的范围内，这个区是很重要的，因为按照这些设备的操作条件，来自这组的每个反应器的催化剂没有被破坏，焦炭沉积水平相同，焦炭含量差可以达到至多5％。然而，要使再生区运行良好，重要的是通过再生区的催化剂物流的焦炭含量始终没有太大变化。根据设备的运行情况，混合区ZC能够精确地控制住显著的焦炭含量差。

法国专利申请FR 02/03210开发了一种控制再生区的方法，该方法在本发明的范围内应用得极好，特别在不变焦炭量的方式中更如此。

与根据这种技术状况的再生重整设备相比，该催化剂再生区不属于其改进原理之中，即这个再生区包括3个阶段：

1)燃烧段，在其过程中使用含氧的气体(一般是空气)燃烧除去沉积在催化剂上的焦炭，

2)卤化段，在其过程中用含卤素的气体(一般是氢卤酸或烷基卤)吹扫催化剂，以便使金属相再分散在催化剂表面上。

3)干燥或煅烧段，该段可从催化剂中除去焦炭燃烧产生的水。

这3个阶段一般通过还原步骤完成，在其过程中在加入物料之前还原了催化剂。这个步骤一般在再生区与第一个反应器之间进行，即在图1上瓶D1、D2、D3和D4的上游瓶(ZD)处。在分两步还原的情况下，可以考虑在瓶(ZD)中在低的温度下进行第一个还原步骤，在瓶D1、D2、D3和D4中在高的温度下进行第二个还原步骤。

这里没有更详细地描述该再生区，而从法国专利申请FR 02/03210中可以看到其再生区的标准描述，该申请有进入每个反应器的催化剂流量调节方式，这种方式可极好地，甚至优选地应用于本发明的范围内。

从再生区出来的催化剂可通过提升系统(根据英语术语学为lift)送到分配区ZD。可使用在其下部有管道(jambes)(14)、(24)、(34)、(44)的瓶实现这个分配区，而这些管道可分别将催化剂送到瓶D1、D2、D3和D4。这些与位于瓶D1、D2、D3和D4上方的分配瓶ZD相连的管道(14)、(24)、(34)、(44)按照本领域的常规方式配置，以便可以通过重力循环催化剂。

同样地，将提升罐P1、P2、P3和P4与位于下部的收集区与混合区ZC连接起来的管道(19)、(29)、(39)、(49)按照本领域的常规方式配置，以便可以通过重力循环催化剂。

图2说明了本发明的另一种具体方案，其中往每个反应器R1、R2、R3和R4加再生催化剂，以两个反应器为一组收集用过的催化剂，即来自反应器R1和R2的催化剂被送到收集与混合区ZC1，来自反应器R3和R4的催化剂被送到收集与混合区ZC2，ZC2与ZC1不同。由ZC1区出发，由提升罐LP1进入提升管道51，它将来自反应器R1和R2的催化剂送到再生区，并且由ZC2区出发，由提升罐LP2进入提升管道52，它将来自反应器R3和R4的催化剂送到再生区。这种结构因此包括两个不同的提升管道，以便将来自反应区的催化剂送到再生区。

物料总是按照从R1到R2、R3和R4顺序通过管道4、6、7、9、10、12、13和炉5、8和11流动。

图3说明了本发明的另一种具体方案，它相应于现有技术状况的结构与本发明结构的混合结构。来自分配区ZD的再生催化剂进入瓶D1和瓶D3。催化剂从瓶D1流入反应器R1，再从R1出来收集在收集罐ZC1中，然后通过提升罐LP1和提升管道(21)送到瓶D2，再由此将催化剂加到反应器R2的顶部。催化剂在反应器R2中流动，收集在收集罐ZC2中，然后通过提升罐LP2和提升管道(51)加到再生区。

催化剂从瓶D3流入反应器R3，再从R3出来收集在收集罐ZC3中，然后通过提升罐LP3和提升管道(22)送到瓶D4，再由此将催化剂加到反应器R4的顶部。催化剂在反应器R4中流动，收集在收集罐ZC4中，然后通过提升罐LP4和提升管道(52)加到再生区。

在这种结构中，催化剂因此一方面从反应器R1串联流向反应器R2，另一方面从反应器R3串联流向反应器R4，但催化剂由分配区ZD平行分配到反应器R1和R3。物料总是通过管道4、6、7、9、10、12、13和炉5、8、11从R1串联流向R2、R3和R4。

因此，本发明还涉及一种再生重整类型的烃馏分处理方法，该方法利用至少两个反应器的组，它们构成了反应区，物料和中间流出液以串联方式通过这些反应器，每个反应器以移动床方式运行，所述的方法具有再生区，该区能够除去在反应过程中在催化剂上沉积的焦炭，并且所述方法的特征在于来自所述再生区的再生催化剂由共同分配区直接加到该组的至少两个反应器中，并从反应区出来收集在混合区中，在该区进行均化，然后从这个混合区出来再送到再生区。

优选地，本发明的方法包括4个串联反应器。

根据本发明方法的第一种具体方案，直接给这组的每个反应器加入来自再生区的再生催化剂。

根据本发明方法的第二种具体方案，将再生催化剂加入这组的第一个和第三个反应器，这种编号是按照物料和中间流出液的通过顺序编的，来自这组的第一个反应器的催化剂进入这组的第二个反应器，而来自这组的第三个反应器的催化剂进入这组的第四个反应器。

根据本发明方法的第三种具体方案，再生催化剂进入这组的第一个和第四个反应器，这种编号是按照物料和中间流出液的通过顺序编的，来自这组的第一个反应器的催化剂进入这组的第二个反应器，而来自这组的第二个反应器的催化剂进入这组的第三个反应器。

具体实施方式

实施例1(对比)

第一个实施例，即基本案例相应于根据专利FR2657087的技术状况设备，它包括四个反应器，使用常压蒸馏的汽油馏分操作(根据英语术语学挥发油“straight run(直馏馏分)”)，该馏分的链烷烃/环烷/芳族化合物(P/N/A)比以体积％计为64.5/24.4/11.1。使用的催化剂是一种通常的再生重整Pt基催化剂。

操作条件如下：

分离器的压力：0.23MPa；

H₂/HC摩尔比：2；

反应器顶部的平均温度：510℃；

物料流量：100T/h；

催化剂质量：50T；

即空间速度2h^-1。

在这些条件下，重整汽油的测定辛烷值是102，重整汽油产率是88.95％，氢气产率是3.49％。第四个反应器出口处的焦炭含量是5.87％。

实施例2(本发明)

为了在相同基础上进行比较，在下面所有实施例中重整汽油的测定辛烷值都保持在102。

在这个实施例中，来自再生区的催化剂平行地加到四个反应器中的每个反应器中。

分离瓶的操作压力保持在0.23MPa，其它的操作参数列于表1中。

人们可观察到，与第一个实施例相比，从每个反应器出来的催化剂的焦炭含量降低了。特别地，从最后一个反应器出来的焦炭降低到3.76％，而在基本案例中为5.87％。另外重整汽油的产率也增高了。

实施例3(本发明)

在这个实施例中，分离瓶的操作压力降低到0.08MPa。H₂/HC摩尔比仍保持在2，空间速度增加到2.5h^-1，即物料流量增加了25％，或以等效方式表示，催化剂用量减少20％。重整汽油的产率到90.55％(基本案例为88.9％)。还观察到焦炭产率再升到5.02％，而在实施例2中为3.76％，但它仍低于基本案例(5.87％)。

实施例4(本发明)

在这个实施例中，操作压力保持在0.08MPa，但H₂/HC摩尔比降低到1.3，以便在等焦炭水平比较第四个实施例与基本案例(实施例1)。还改善了重整汽油的产率，它到了91.44％(即比基本案例高2.5点)，焦炭产率实际上追上基本案例值，即5.8％。

以生产能力100T/小时为基础，在第四个实施例中质量不变的重整汽油生产率的增加相应于重整汽油产量差约20000T/年，即每年总余额高于约1.2百万欧元(基准为6分/kg)。

这个新概念因此能够在同等严格的操作下(温度与辛烷值)和使用较低的催化剂量时达到较好的操作选择性。

实施例5和6(对比)

这些实施例列于表1的“基本案例1”和“基本案例2”栏中，其中与实施例1相同的通常设备操作压力降低到0.08MPa，同时保持H₂/HC摩尔比为2(基本案例1)，然后将这个比降低到1.6(基本案例2)。在最后反应器出口处的焦炭量分别是10.06重量％和13.6重量％，即比通常再生区能接受的高得多。

这个实施例表明，在通常没备上施用更严格的操作条件应是不可能的，无论其工艺，反应器并列或叠置如何都如此，因为根据这些案例，在反应区末端处的焦炭量是从10％到15％的量级，这样必然地导致在再生区在催化剂颗粒处非常高的温度，因此会快速地损害催化剂。

本发明其中一个额外的优点是保持该再生区技术与通常设备的再生区技术相同。

下面表1汇集了在前面描述的在不同情况下所得到的结果：

基本案例：通常的设备，采用标准操作条件；

基本案例1：通常的设备，采用降低的操作压力；

基本案例2：通常的设备，采用降低的操作压力和降低的H₂/HC比；

案例1：本发明的设备，采用标准操作条件；

案例2：本发明的设备，采用降低的操作压力；

案例3：本发明的设备，采用降低的操作压力和降低的H₂/HC比；

《PPH》相应于空间速度，它定义为物料质量流量与催化剂质量的比。

“WAIT”相应于这组所有反应器的进口温度的算术平均值。

“催化剂”相应于以任意基数为100计存在于设备中的催化剂量(也称之清单)，以便评价这个清单随操作条件变化而降低。

《RON》是测定的辛烷值(根据英语术语学为Research Octane Number)。

《H₂/HC》是加入氢气的摩尔数与物料中烃的摩尔数之比。

表1：不同案例的比较

	实施例1(基本案例)	实施例5(基本案例1)	实施例6(基本案例2)	实施例2(案例1)	实施例3(案例2)	实施例4(案例3)
	实施例1(基本案例)	实施例5(基本案例1)	实施例6(基本案例2)	实施例2(案例1)	实施例3(案例2)	实施例4(案例3)	分离器压力(MPa)	0.23	0.08	0.08	0.23	0.08	0.08
PPH(h-1)	2	2.5	2.4	2	2.5	2.4	分离器压力(MPa)	0.23	0.08	0.08	0.23	0.08	0.08
PPH(h-1)	2	2.5	2.4	2	2.5	2.4	H<sub>2</sub>/HC	2	2	1.6	2	2	1.3
RON	102	102	102	102	102	102	H<sub>2</sub>/HC	2	2	1.6	2	2	1.3
RON	102	102	102	102	102	102	WAIT(℃)	510.5	51.3	52.6	50.4	51.5	51.6
RX1出口的焦炭(重量％)	2.22	3.21	4.40	2.10	2.65	4.00	WAIT(℃)	510.5	51.3	52.6	50.4	51.5	51.6
RX1出口的焦炭(重量％)	2.22	3.21	4.40	2.10	2.65	4.00	RX2出口的焦炭(重量％)	2.59	3.90	5.14	1.84	2.20	2.43
RX3出口的焦炭(重量％)	3.55	5.70	7.30	2.39	3.10	3.43	RX2出口的焦炭(重量％)	2.59	3.90	5.14	1.84	2.20	2.43
RX3出口的焦炭(重量％)	3.55	5.70	7.30	2.39	3.10	3.43	RX4出口的焦炭(重量％)	5.87	10.06	13.10	3.76	5.02	5.80
C5+(重整汽油)(重量％)	88.95	90.0	90.17	89.08	90.55	91.44	RX4出口的焦炭(重量％)	5.87	10.06	13.10	3.76	5.02	5.80
C5+(重整汽油)(重量％)	88.95	90.0	90.17	89.08	90.55	91.44	H<sub>2</sub>(重量％)	3.49	3.62	3.61	3.51	3.68	3.75
催化剂(以100为基准)	100	80	83	100	80	83	H<sub>2</sub>(重量％)	3.49	3.62	3.61	3.51	3.68	3.75

Claims

1、一种再生重整类型的烃馏分处理方法，该方法利用至少两个反应器的组，它们构成了反应区，物料和中间流出液以串联方式通过这些反应器，每个反应器以移动床方式运行，所述的方法具有再生区，该区能够除去在反应过程中在催化剂上沉积的焦炭，并且所述方法的特征在于来自所述再生区的再生催化剂由共同分配区直接加到该组的至少两个反应器中，并从反应区出来收集在混合区中，在该区进行均化，然后从这个混合区出来再送到再生区。

2、根据权利要求1所述的方法，该方法包括4个串联反应器。

3、根据权利要求1或2所述的方法，其中直接给这组的每个反应器加入来自再生区的再生催化剂。

4、根据权利要求2所述的方法，其中把再生催化剂加入这组的第一个和第三个反应器，这种编号是按照物料和中间流出液的通过顺序编的，来自这组的第一个反应器的催化剂进入这组的第二个反应器，而来自这组的第三个反应器的催化剂进入这组的第四个反应器。

5、根据权利要求2所述的方法，其中把再生催化剂加入这组的第一个和第四个反应器，这种编号是按照物料和中间流出液的通过顺序编的，来自这组的第一个反应器的催化剂进入这组的第二个反应器，而来自这组的第二个反应器的催化剂进入这组的第三个反应器。

6、根据权利要求2所述的方法，其中把再生催化剂加入四个反应器中的每个反应器，并且通过每两个反应器一组收集用过的催化剂。

7、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中操作压力低于绝对0.3MPa。

8、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中H₂/HC摩尔比低于2。

9、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中空间速度高于2h^-1。

10、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中在再生区中在催化剂上沉积的焦炭的燃烧段所使用的气体是仪表空气。

11、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中构成该组反应器的这些反应器是并列配置的。

12、根据权利要求1-2中任一权利要求所述的方法，其中构成该组反应器的这些反应器是一些反应器垂直叠置在另一些反应器上的。

13、根据权利要求1-12中任一权利要求所述方法在正链烷烃的芳构化或脱氢方法中的应用。