加氢裂化工艺ppt课件

FRIPP加氢裂化工艺过程加氢裂化工艺过程廖士纲廖士纲 2004年年9月月中中国国石石油油化化工工股股份份有有限限公公司司CHINA PETROLEUM&CHEMICAL CORPORATION抚抚顺顺石石油油化化工工研研究究院院 2024/6/121 FRIPP加氢裂化工艺过程廖士纲中国石油化工股份有限公1.概述 1.1 加氢裂化的沿革 1.2 国内加氢裂化技术发展历程 1.3 加氢裂化的基本原理及特点 1.4 加氢裂化原料油2.加氢裂化工艺流程 2.1 两段法加氢裂化 2.2 单段加氢裂化 2.3 一段串联（单程一次通过，未转化油全循、部分循环及单段加氢裂化）目目 录录2024/6/1221.概述目 录2023/8/823.中压加氢改质技术 3.1 催化柴油最大限度十六烷值改进MCI技术 3.2 生产低凝柴油的加氢降凝技术4.加氢裂化装置操作技术 4.1 加氢裂化催化剂的开工（催化剂装填、催化剂硫化 及钝化、换进原料油）4.2 加氢裂化装置正常运转及相关工艺参数的影响 4.3 加氢裂化装置正常停工及紧急停工 4.4 加氢裂化催化剂器内及器外再生技术 4.5 加氢裂化催化剂器外硫化技术 4.6 加氢催化剂的卸出2024/6/1233.中压加氢改质技术2023/8/83 加氢裂化原料适应性强，可用范围宽，产品方案加氢裂化原料适应性强，可用范围宽，产品方案灵活、质量好，液收高灵活、质量好，液收高 能生产液化石油气、石脑油、喷气燃料、柴油等能生产液化石油气、石脑油、喷气燃料、柴油等多种优质产品，以及蒸汽裂解、润滑油基础油等石多种优质产品，以及蒸汽裂解、润滑油基础油等石油化工原料；油化工原料；加氢裂化是从加氢裂化是从VGO直接制取清洁燃料的加工技术，直接制取清洁燃料的加工技术，为炼油企业主要支柱技术之一。为炼油企业主要支柱技术之一。1.1.概述概述 2024/6/124 加氢裂化原料适应性强，可用范围宽，产品方案灵活、质量好，液 2020世纪初世纪初,德国开发了煤转化生产液体燃料德国开发了煤转化生产液体燃料,通过通过煤加氢液化煤加氢液化分馏分馏加氢精制加氢精制加氢裂化制取轻质加氢裂化制取轻质马达燃料；马达燃料；典型工艺条件：压力20 70MPa，反应温度375 525；使用天然白土载体，WS2催化剂。1.1 1.1 加氢裂化沿革加氢裂化沿革2024/6/125 20世纪初,德国开发了煤转化生产液体燃料,通过煤加氢液 5050年代后期，美国年代后期，美国ChevronChevron、UnionUnion、UOPUOP等相继开等相继开发出近代加氢裂化；发出近代加氢裂化；1959 1959年年ChevronChevron公司公司4 4万吨万吨/年的工业试验装置投产。年的工业试验装置投产。原料：直馏柴油；催化剂：合成无定型Si-Al MoNi等金属 反应压力：16 18MPa，反应温度 400；1964年UnionUnion 公司开发的加氢裂化技术工业应用。特点：首创合成分子筛载体、催化剂，单段串联工艺流程1.1 1.1 加氢裂化沿革加氢裂化沿革2024/6/126 50年代后期，美国Chevron、Union、UOP等相 70 70年代中期以后，加氢裂化技术进展缓慢；年代中期以后，加氢裂化技术进展缓慢；加氢裂化生产的汽油辛烷值低；加氢裂化生产的汽油辛烷值低；FCC FCC两大进展，一是含分子筛两大进展，一是含分子筛FCCFCC催化剂；二是提催化剂；二是提升管技术的应用，且投资低，大力发展生产高辛烷升管技术的应用，且投资低，大力发展生产高辛烷值汽油；值汽油；80 80年代初，优质中间馏分油年代初，优质中间馏分油 需求增加，加快了需求增加，加快了加氢裂化技术的发展。加氢裂化技术的发展。1.1 1.1 加氢裂化沿革加氢裂化沿革2024/6/127 70年代中期以后，加氢裂化技术进展缓慢；1.1 加氢裂 50年代抚顺地区掌握了页岩粗柴油高压加氢，发年代抚顺地区掌握了页岩粗柴油高压加氢，发展了页岩油全馏分、低温干馏煤焦油的加氢裂化技展了页岩油全馏分、低温干馏煤焦油的加氢裂化技术；术；特点：高压、反应温度高，特点：高压、反应温度高，T：400或更高，运转周期或更高，运转周期 短短；60 60年代中期，开发了年代中期，开发了107107、219219无定型无定型Si-AlSi-Al载体载体非贵金属加氢裂化双功能催化剂；非贵金属加氢裂化双功能催化剂；1966 1966年，大庆年，大庆4040万吨万吨/年加氢裂化工业装置开工。年加氢裂化工业装置开工。1.2 1.2 国内加氢裂化的发展国内加氢裂化的发展2024/6/128 50年代抚顺地区掌握了页岩粗柴油高压加氢，发展了页岩油全馏 FRIPP大庆工业装置主要技术指标大庆工业装置主要技术指标 装置规模：装置规模：40万吨万吨/年年 工艺流程：工艺流程：单段一次通过单段一次通过 目的产品：目的产品：以生产中间馏分油为主以生产中间馏分油为主 原料：原料：大庆大庆VGO 主要操作条件：主要操作条件：P:15MPa SV:1.0h-1 SOR反应温度：反应温度：4252024/6/129 FRIPP大庆工业装置主要技术指标 装置规模：40万吨 70年代末，引进年代末，引进4套加氢裂化装置，套加氢裂化装置，1982-1990相相继开工；继开工；1992 1992年，齐鲁引进的渣油加氢处理装置，年，齐鲁引进的渣油加氢处理装置，140140万万吨吨/年，建成投产；年，建成投产；80 80年代后期，由抚顺石油化工研究院（年代后期，由抚顺石油化工研究院（FRIPPFRIPP）开发的加氢裂化技术相继在抚顺、镇海、辽阳、吉开发的加氢裂化技术相继在抚顺、镇海、辽阳、吉林、天津等地建成投产，处理能力林、天津等地建成投产，处理能力4040 140140万吨万吨/年；年；大连、茂名渣油加氢装置投产，其中茂名大连、茂名渣油加氢装置投产，其中茂名200200万万吨吨/年为年为FRIPPFRIPP开发。开发。1.2 1.2 国内加氢裂化的发展国内加氢裂化的发展2024/6/1210 70年代末，引进4套加氢裂化装置，1982-1990相继开v VGO是加氢裂化的典型进料是加氢裂化的典型进料 包含大分子链烷烃、单、双、多环环烷烃及芳烃包含大分子链烷烃、单、双、多环环烷烃及芳烃的复杂混合物；的复杂混合物；v 含有一定数量的含硫、氮、氧非烃化合物，少量含有一定数量的含硫、氮、氧非烃化合物，少量金属有机化合物金属有机化合物；v VGOVGO固定床加氢裂化使用具有裂化功能的酸性载固定床加氢裂化使用具有裂化功能的酸性载体及加氢活性金属组元的催化剂体及加氢活性金属组元的催化剂v 从化学反应角度看，加氢裂化反应可视为催化裂从化学反应角度看，加氢裂化反应可视为催化裂化与加氢反应的叠加化与加氢反应的叠加。1.3 1.3 加氢裂化的基本原理及特点加氢裂化的基本原理及特点2024/6/1211 VGO是加氢裂化的典型进料1.3 加氢裂化的基本原理及特 加氢裂化的化学反应加氢裂化的化学反应v 非烃化合物的加氢反应非烃化合物的加氢反应加氢脱硫（加氢脱硫（HDS）、）、加氢脱氮（加氢脱氮（HDN）、）、加氢脱氧（加氢脱氧（HDO）、）、加氢脱金属（加氢脱金属（HDM）、）、C-S、C-N、C-O的断裂及烃类的加氢饱和的断裂及烃类的加氢饱和v 烃类的加氢反应烃类的加氢反应烯烃加氢、芳烃饱和、烃类的异构化烯烃加氢、芳烃饱和、烃类的异构化各种烃类的加氢裂化各种烃类的加氢裂化2024/6/1212 加氢裂化的化学反应 非烃化合物的加氢反应2023/8/8 泛指烃类泛指烃类C-CC-C键的裂解及加氢；键的裂解及加氢；裂化过程遵循正碳离子机理，通过正碳离裂化过程遵循正碳离子机理，通过正碳离子，在酸性位上异构化；子，在酸性位上异构化；裂化反应则是在正电荷正碳离子裂化反应则是在正电荷正碳离子 位位C-CC-C键键上进行裂解上进行裂解。烃类的加氢裂化反应烃类的加氢裂化反应 2024/6/1213 泛指烃类C-C键的裂解及加氢；烃类的加氢裂化反应 20232024/6/12142023/8/814 图图2-2-142-2-14表明，双功能催化剂上烷烃，加氢裂化表明，双功能催化剂上烷烃，加氢裂化反应历程；反应历程；反应步骤可按如下描述：反应步骤可按如下描述：正构烷在正构烷在M M上吸附；上吸附；脱氢脱氢烯烃（烯烃（1 1）正烯从正烯从M MA A 正烯在正烯在A A上获得质子上获得质子仲正碳离子（仲正碳离子（2 2）仲正碳离子仲正碳离子叔正碳离子叔正碳离子发生异构化（反应发生异构化（反应3 3）烷烃的加氢裂化烷烃的加氢裂化2024/6/1215 图2-2-14表明，双功能催化剂上烷烃，加氢裂化反应历程；叔正碳离子通过叔正碳离子通过 裂解裂解异构烯异构烯+新的正新的正碳离子碳离子（反应（反应4 4）叔正碳离子不裂解叔正碳离子不裂解 异构烯（反应异构烯（反应5 5）烯从烯从A M加氢（反应加氢（反应6、7）新正碳离子继续裂化或异构反应，直到生成新正碳离子继续裂化或异构反应，直到生成不不能再进行能再进行 裂解的裂解的C C3 3和和iCiC4 4，所以催化加氢裂化不所以催化加氢裂化不生成生成C C1 1、C C2 2 因（因（3 3）、（）、（4 4）反应占优，因此，产物中异构）反应占优，因此，产物中异构物占优。物占优。烷烃的加氢裂化烷烃的加氢裂化-H+2024/6/1216叔正碳离子通过裂解异构烯+新的正碳离子（反应4）烷烃的加多环芳烃加氢裂化示意图多环芳烃加氢裂化示意图多环芳烃菲类芴类四氢菲类多环环烷芳烃萘类四氢萘类和二氢茚类多环环烷烃双环环烷烃类单环环烷烃类烷烃烷基苯类k1=0.91.0k5=1.1k3=2.0 k7=1.2k2=0.1k4=1.0k10=0.2k6=0.1k8=1.4k9=0.1开环（接着脱烷基）加氢2024/6/1217多环芳烃加氢裂化示意图多环芳烃多环环四氢萘类 开环（反应十分复杂反应十分复杂,包括逐环加氢、开环、环包括逐环加氢、开环、环 异构、脱烷基等一系列平行、顺序反应异构、脱烷基等一系列平行、顺序反应 多环芳烃，第一环加氢饱和速率很快、生多环芳烃，第一环加氢饱和速率很快、生成多环环烷芳烃成多环环烷芳烃 多环芳烃中的环烷环很易开环，并相继发多环芳烃中的环烷环很易开环，并相继发生异构、脱烷基等反应生异构、脱烷基等反应多环芳烃的加氢裂化反应多环芳烃的加氢裂化反应2024/6/1218 反应十分复杂,包括逐环加氢、开环、环多环芳烃的加氢裂化反应 多环芳烃中最后，次环芳烃的加氢饱和速多环芳烃中最后，次环芳烃的加氢饱和速度则递减度则递减 环烷环的开环、断侧链反应则较快环烷环的开环、断侧链反应则较快 单环环烷烃较难开环单环环烷烃较难开环 多环芳烃的加氢裂化产品分布主要为苯类、多环芳烃的加氢裂化产品分布主要为苯类、单环环烷类及较小分子烷烃所构成单环环烷类及较小分子烷烃所构成多环芳烃的加氢裂化反应多环芳烃的加氢裂化反应2024/6/1219 多环芳烃中最后，次环芳烃的加氢饱和速度则递减多环芳烃的加氢烷烃异构、裂化同时进行，生成物异构烃超烷烃异构、裂化同时进行，生成物异构烃超过热力学平衡值；过热力学平衡值；裂化在正碳离子裂化在正碳离子 位裂解，难以生成位裂解，难以生成C C3 3以下低分以下低分子烃；子烃；单环芳烃、环烷烃较稳定，不易开环，主要单环芳烃、环烷烃较稳定，不易开环，主要断侧链及侧链异构。断侧链及侧链异构。加氢裂化过程的化学反应加氢裂化过程的化学反应2024/6/1220烷烃异构、裂化同时进行，生成物异构烃超过热力学平衡值；加氢裂两环以上环烷烃发生开环裂解、异构，生成两环以上环烷烃发生开环裂解、异构，生成单环环烷及较小分子烷烃；单环环烷及较小分子烷烃；多环芳烃逐环加氢多环芳烃逐环加氢/开环，生成小分子烷烃开环，生成小分子烷烃及环烷及环烷-芳烃芳烃；非烃化合物几乎完全转化，烯烃基本饱和，非烃化合物几乎完全转化，烯烃基本饱和，产品质量好。产品质量好。加氢裂化过程的化学反应加氢裂化过程的化学反应2024/6/1221两环以上环烷烃发生开环裂解、异构，生成单环环烷及较小分子烷烃v 原料油的族组成、分子结构，对其工艺过程、产原料油的族组成、分子结构，对其工艺过程、产品组成及质量，影响很大；品组成及质量，影响很大；v 作为原料，直馏作为原料，直馏VGO干点可允许高达干点可允许高达530530 550550，过高易引起大分子芳烃的缩合反应，增加生焦倾，过高易引起大分子芳烃的缩合反应，增加生焦倾向向；v 当使用当使用CGOCGO、FCCFCC循环油作为加氢裂化原料时，其循环油作为加氢裂化原料时，其干点应低干点应低5050 8080。1.4 1.4 加氢裂化原料油加氢裂化原料油2024/6/1222 原料油的族组成、分子结构，对其工艺过程、产品组成及质量，影v CGO因其氮含量高，还有可能含极少量焦粉，直因其氮含量高，还有可能含极少量焦粉，直接混兑应严格控制（接混兑应严格控制（一般为一般为10%），大量混兑须先），大量混兑须先加氢处理；加氢处理；v 加氢裂化原料加氢裂化原料已延伸到脱沥青油（已延伸到脱沥青油（DAO），），其未其未转化油可用来制取重质润滑油基础油；转化油可用来制取重质润滑油基础油；v 原料中重金属含量受到严格限制，一般原料中重金属含量受到严格限制，一般不大于不大于 2 2g/gg/g。1.4 1.4 加氢裂化原料油加氢裂化原料油2024/6/1223 CGO因其氮含量高，还有可能含极少量焦粉，直接混兑应严格2.1 2.1 两段法加氢裂化两段法加氢裂化v采用两个独立反应器，上世纪初曾用于煤液化采用两个独立反应器，上世纪初曾用于煤液化油加氢裂化；油加氢裂化；v 原料油进一段精制段，进行原料油进一段精制段，进行HDS、HDN、HDA、烯烃饱和及部分转化；烯烃饱和及部分转化；v 进入高分气液分离，高分氢气进行循环，高进入高分气液分离，高分氢气进行循环，高分底部与二反高分底部物流混合进分馏塔分底部与二反高分底部物流混合进分馏塔。2 2 加氢裂化工艺流程加氢裂化工艺流程2024/6/12242.1 两段法加氢裂化2 加氢裂化工艺流程2023/8/8v 分馏切割出石脑油、喷气燃料及柴油产品；分馏切割出石脑油、喷气燃料及柴油产品；v 塔底未转化油（塔底未转化油（S、N很低）进入二反加氢裂化，很低）进入二反加氢裂化，在二反高分进行气、液分离；在二反高分进行气、液分离；v 高分底部物料进分馏塔，高分富氢气体在二反单高分底部物料进分馏塔，高分富氢气体在二反单独循环（含独循环（含H2S、NH3很低）；很低）；v 二反多数使用贵金属催化剂二反多数使用贵金属催化剂。2.1 2.1 两段法加氢裂化两段法加氢裂化2024/6/1225 分馏切割出石脑油、喷气燃料及柴油产品；2.1 两段法加氢裂图图1 两段法加氢裂化工艺流程示意图两段法加氢裂化工艺流程示意图 高分分馏塔循环氢循环氢补充氢原料油高分R-1R-2气体产品轻石脑油重石脑油喷气燃料2024/6/1226图1 两段法加氢裂化工艺流程示意图 高分循环氢循环氢补充第一、二段的反应器、高分和循环氢（含循环压缩机）自成体系；补充氢增压机、产品分馏塔两段公用；工艺流程较复杂、投资及能耗相对较高；对原料油的适应性强，生产灵活性大，操作运转周期长。两段法加氢裂化的特点两段法加氢裂化的特点2024/6/1227第一、二段的反应器、高分和循环氢（含循环压缩机）自成体系；两v单段法加氢裂化采用一个反应器，既进行原料油单段法加氢裂化采用一个反应器，既进行原料油HDSHDS、HDNHDN、HDOHDO、烯烃饱和、烯烃饱和、HDAHDA，又进行加氢裂化；，又进行加氢裂化；采用一采用一次通过或未转化油循环裂化的方式操作均可。次通过或未转化油循环裂化的方式操作均可。其特点是：其特点是：工艺流程简单，工艺流程简单，体积空速相对较高；体积空速相对较高；所采用的催化剂应具有较强的耐所采用的催化剂应具有较强的耐 S S、N N、O O等化合等化合物的性能；物的性能；原料油的氮含量不宜过高，馏分不能太重，以加原料油的氮含量不宜过高，馏分不能太重，以加工工AGO/LVGOAGO/LVGO为宜；为宜；反应温度相对较高，运转周期相对较短。反应温度相对较高，运转周期相对较短。2.2 2.2 单段加氢裂化工艺单段加氢裂化工艺2024/6/1228单段法加氢裂化采用一个反应器，既进行原料油HDS、HDN、H图图2 单段加氢裂化工艺流程示图单段加氢裂化工艺流程示图高分wwwww低 分新氢增压机循环氢压缩机加热炉反应器新鲜进料补充氢洗涤水来自蒸馏塔底的循环油去分馏系统去气体装置酸性水循环氢急冷氢循环氢2024/6/1229图2 单段加氢裂化工艺流程示图高wwwww低 分新氢增压机v 两个反应器串联操作；两个反应器串联操作；v 原料油进第一精制反应器，经深度加氢脱氮，其原料油进第一精制反应器，经深度加氢脱氮，其反应物流直接进入第二反应器（裂化段）；反应物流直接进入第二反应器（裂化段）；v 二反出口物流经换热、水冷二反出口物流经换热、水冷/空冷，入高、低分进空冷，入高、低分进行气液分离，高分顶富氢气循环；行气液分离，高分顶富氢气循环；v 低分底部液流入分馏系统，产品切割低分底部液流入分馏系统，产品切割；v 塔底尾油返回裂化段循环裂化，或出装置作为其塔底尾油返回裂化段循环裂化，或出装置作为其它原料。它原料。2.3 2.3 一段串联加氢裂化工艺一段串联加氢裂化工艺30 两个反应器串联操作；2.3 一段串联加氢裂化工艺302024/6/12312023/8/831精制段催化剂应具有较高的加氢活性（尤其是精制段催化剂应具有较高的加氢活性（尤其是HDNHDN活性活性）；裂化段催化剂应具有耐）；裂化段催化剂应具有耐 H H2 2S S 和和 NH NH3 3 的能的能力；力；产品质量好，生产灵活性大，运转周期长；产品质量好，生产灵活性大，运转周期长；与一段法加氢裂化相比，其原料油适应性较强，与一段法加氢裂化相比，其原料油适应性较强，反应温度相对较低；反应温度相对较低；与两段法加氢裂化相比，其投资和能耗相对较低。与两段法加氢裂化相比，其投资和能耗相对较低。一段串联加氢裂化工艺的特点：一段串联加氢裂化工艺的特点：2024/6/1232精制段催化剂应具有较高的加氢活性（尤其是HDN活性）；裂化段v 一个精制、两个裂化反应器，精制油在第一裂一个精制、两个裂化反应器，精制油在第一裂化反应器裂化，未转化油进第二裂化反应器；化反应器裂化，未转化油进第二裂化反应器；v 采用这种工艺的原因，当处理能力过大（大于采用这种工艺的原因，当处理能力过大（大于150万吨万吨/年），反应器过大而无法通过码头、桥梁年），反应器过大而无法通过码头、桥梁运送，则采用三个反应器、两段流程，比用运送，则采用三个反应器、两段流程，比用4个反个反应器双系列流程省投资应器双系列流程省投资 5-10%。2.3.1 2.3.1 一段串联两段（未转化油单独）加氢裂化一段串联两段（未转化油单独）加氢裂化2024/6/1233 一个精制、两个裂化反应器，精制油在第一裂化反应器裂化，未转 图4.一段串联两段裂化工艺流程示意图2024/6/1234 图4.一段串联两段裂化工艺流程示意图2023/8/83 FRIPP加氢裂化工艺过程加氢裂化工艺过程单段(反应器间不进行产品分离)两段(一段和两段间进行产品分离)只有一个HC反应器HT+HC(一个或两个反应器)HT+HC(两个反应器)HT+HC(两个或三个反应器)单一催化剂 低硫、低氮原料两种催化剂 高氮、高硫原料 两种催化剂 HT段产品进行分馏 尾油循环HC反应器两种或三种催化剂第一个HC反应器产 物进行分馏尾油循环至第二HC 反应器不循环(一次通过工艺)尾油循环至HC反应器图5 加氢裂化工艺过程的分类HC加氢裂化；HT加氢处理单段(反应器间不进行产品分离)2024/6/1235 FRIPP加氢裂化工艺过程单段(反应器间不进行产品分离3.1 3.1 催化柴油最大限度十六烷值改进技术催化柴油最大限度十六烷值改进技术v 催柴比例大（催柴比例大（30%）、硫、氮高，色深，安定性差，）、硫、氮高，色深，安定性差，芳烃含量高，十六烷值低；芳烃含量高，十六烷值低；v 采用常规加氢，可脱采用常规加氢，可脱S、N，改善颜色及安定性，但十改善颜色及安定性，但十六烷值提高幅度小，一般六烷值提高幅度小，一般4 6个单位，个单位，RFCC柴油更是如柴油更是如此；此；v FRIPP开发，将开发，将MCI催化剂与馏分加氢催化剂组合使催化剂与馏分加氢催化剂组合使用，既能加氢精制，又能大幅度提高十六烷值用，既能加氢精制，又能大幅度提高十六烷值。3 3 中压加氢改质技术中压加氢改质技术2024/6/12363.1 催化柴油最大限度十六烷值改进技术3 中压加氢改质技术MCI 工艺过程工艺过程基基本本原原理理为为催催化化剂剂及及工工艺艺相相结结合合，以以含含多多环环（双双环环）芳芳烃烃为为主主的劣质催柴为原料，其反应机理为：的劣质催柴为原料，其反应机理为：萘系烃的主要加氢反应途径萘系烃的主要加氢反应途径萘系烃的主要加氢反应途径萘系烃的主要加氢反应途径萘系烃的主要加氢反应途径萘系烃的主要加氢反应途径2024/6/1237MCI 工艺过程基本原理为催化剂及工艺相结合，以含多环（双环柴油的十六烷值与其所含烃类族组成及碳数密切相关不同烃类的十六烷值排序是：正构烷烃 烯烃 异构烷烃 芳烃同类烃的十六烷值，随其碳数的增加而提高环状烃氢含量的十六烷值排序是：单环环烷烃十氢萘系烃四氢萘系烃萘系烃催化柴油最大限度十六烷值改进技术催化柴油最大限度十六烷值改进技术2024/6/1238柴油的十六烷值与其所含烃类族组成及碳数密切相关催化柴油最大限 FRIPP加氢精制加氢精制-MCIMCI组合工艺（组合工艺（HT-MCIHT-MCI）v 加氢精制催化剂与加氢精制催化剂与MCIMCI专用催化剂组合，保护专用催化剂组合，保护MCIMCI催化剂更催化剂更好地发挥作用，可加工氮含量很高的原料好地发挥作用，可加工氮含量很高的原料v 既可大幅度提高柴油十六烷值既可大幅度提高柴油十六烷值(8-12(8-12个单位个单位)，又能有效降，又能有效降低柴油的硫、氮及胶质含量，改善柴油颜色和安定性低柴油的硫、氮及胶质含量，改善柴油颜色和安定性v 原料适应性强原料适应性强v 工工艺艺流流程程简简单单-不不需需对对现现有有加加氢氢精精制制装装置置进进行行结结构构改改造造即即可直接采用可直接采用MCIMCI技术技术.v 柴油收率很高，达柴油收率很高，达95-98%95-98%v 可生产低硫、低芳烃的清洁柴油可生产低硫、低芳烃的清洁柴油2024/6/1239 FRIPP加氢精制-MCI组合工艺（HT-MCI）加表表1 1 MCIMCI技术对几种典型催化柴油的改质结果技术对几种典型催化柴油的改质结果项项 目目大庆催柴大庆催柴大港催柴大港催柴管输催柴管输催柴辽河催柴辽河催柴原料性质：原料性质：密度密度/gcmgcm-3-30.86800.86800.88820.88820.91230.91230.89490.8949 馏程范围馏程范围/184 184 343343148 148 340 340222 222 360 360134 134 361361 凝点凝点/-11-11-8-80 0-4-4 硫硫/氮氮/gggg-1-11200/8621200/8621600/8501600/8503210/8003210/8001400/19211400/1921 十六烷值十六烷值36.736.724.224.225.025.025.125.1柴油收率柴油收率/%/%98.4198.4197.2497.2495959797生成油性质生成油性质:密度密度/gcmgcm-3-30.84640.84640.85350.85350.86830.86830.87190.8719 凝点凝点/-16-16-14-14-4-4-4-4 硫硫/氮氮/gggg-1-1100/-100/-34.8/9.134.8/9.150/7.150/7.150/-50/-十六烷值十六烷值46.246.236.636.637.537.538.138.1 十六烷值增值十六烷值增值9.59.512.212.212.512.513.013.0主要工艺条件：氢分压6.0-7.0MPa，体积空速0.9-1.5h-1，反应温度340-380，氢油体积比400:1-800:140表1 MCI技术对几种典型催化柴油的改质结果项 目大庆表表2 2 MCIMCI技术工业装置标定原料和产品性质技术工业装置标定原料和产品性质项项 目目吉化公司吉化公司大连石化公司大连石化公司大港油田炼厂大港油田炼厂原料性质：原料性质：密度密度/gcmgcm-3-30.88240.88240.86480.86480.89070.8907 馏程范围馏程范围/50%/90%/95%50%/90%/95%260/322/335260/322/335265/327/337265/327/337272/340/351272/340/351 凝点凝点/-32-320 0-4-4 硫含量硫含量/氮含量氮含量/gggg-1-1 941/839941/839791/747791/7471439/9911439/991 十六烷值十六烷值26.926.937.637.627.527.5生成油性质生成油性质:密度密度/gcmgcm-3-30.85840.85840.84450.84450.86260.8626 馏程范围馏程范围/50%/90%/95%50%/90%/95%251/312/327251/312/327259/324/335259/324/335264/330/344264/330/344 凝点凝点/-39-39-2-2-6-6 硫含量硫含量/氮含量氮含量/gggg-1-129.6/-29.6/-15.2/-15.2/-3.0/7.23.0/7.2 十六烷值十六烷值39.039.048.948.938.438.4 十六烷值增值十六烷值增值12.112.111.311.310.910.9表2 MCI技术工业装置标定原料和产品性质项 目吉化公 FRIPP3.2 3.2 生产低凝柴油的加氢降凝技术生产低凝柴油的加氢降凝技术v 70 70年代使用临氢降凝技术，可有效降低柴油凝点，但生年代使用临氢降凝技术，可有效降低柴油凝点，但生成油成油S S、N N高，安定性差；高，安定性差；v 临氢降凝原理，采用中孔临氢降凝原理，采用中孔ZSM-5ZSM-5沸石载体，其孔道直径沸石载体，其孔道直径0.550.55nmnm 0.560.56nmnm，只允许正构烷烃及少量侧链烷烃进入，只允许正构烷烃及少量侧链烷烃进入，进行择型裂解；进行择型裂解；v 遵循正碳离子反应机理，裂解产物中遵循正碳离子反应机理，裂解产物中C C1 1、C C2 2干气很少，干气很少，最小烃分子为最小烃分子为C C3 3、C C4 4。2024/6/1242 FRIPP3.2 生产低凝柴油的加氢降凝技术 70年代 FRIPP3.2 3.2 生产低凝柴油的加氢降凝技术生产低凝柴油的加氢降凝技术v 针对上述情况，将加氢精制与临氢降凝组合起针对上述情况，将加氢精制与临氢降凝组合起来，达到既脱来，达到既脱S S、脱脱N N，烯烃饱和，又降低凝点的烯烃饱和，又降低凝点的目的；目的；v 关键是第二段降凝催化剂，能耐硫化氢及氨的关键是第二段降凝催化剂，能耐硫化氢及氨的影响，可将两种催化剂进行串联影响，可将两种催化剂进行串联。2024/6/1243 FRIPP3.2 生产低凝柴油的加氢降凝技术 针对上述加氢精制加氢精制-临氢降凝组合临氢降凝组合（加氢降凝）（加氢降凝）工艺工艺 特点特点：原料适应能力强原料适应能力强 可加工蜡含量高、凝点高的直馏馏分油，也可处理催化、可加工蜡含量高、凝点高的直馏馏分油，也可处理催化、焦化等二次加工劣质柴油馏分焦化等二次加工劣质柴油馏分 工艺流程简单，易于改变操作模式工艺流程简单，易于改变操作模式 加氢精制加氢精制-临氢降凝采用一段串联工艺，装置投资少临氢降凝采用一段串联工艺，装置投资少 精制、降凝催化剂可分装在直接串联的两个反应器中，精制、降凝催化剂可分装在直接串联的两个反应器中，也可复合装填在一个反应器中也可复合装填在一个反应器中 采用两器模式时，夏季可以只开加氢精制，冬季再将采用两器模式时，夏季可以只开加氢精制，冬季再将降凝串联起来，改变操作模式简单方便降凝串联起来，改变操作模式简单方便44加氢精制-临氢降凝组合（加氢降凝）工艺 特点：44 FRIPP加氢精制加氢精制-临氢降凝组合临氢降凝组合（加氢降凝）（加氢降凝）工艺工艺2024/6/1245 FRIPP 精制、降凝效果好加氢精制-临氢降凝组合（加表表3 3 加氢降凝工艺技术工业应用情况加氢降凝工艺技术工业应用情况炼油厂炼油厂哈尔滨炼厂哈尔滨炼厂林源炼油厂林源炼油厂原料油原料油大庆催柴大庆催柴大庆催柴与常三混大庆催柴与常三混大庆直柴、大庆直柴、0#0#催柴、催催柴、催化重柴混化重柴混工艺条件工艺条件 入口压力入口压力/MPaMPa5.735.736.106.106.706.70 平均反应温度平均反应温度 （一反（一反/二反）二反）/347/353347/353352/360352/360356356产品分布产品分布/%/%汽油汽油6.06.018.018.017.517.5 柴油柴油93.093.080.080.081.081.0油品性质油品性质原料原料 -35#-35#柴油柴油原料原料 -35#-35#柴油柴油原料原料-35#-35#柴油柴油 密度密度/gcmgcm-3-3 0.8597 0.8601 0.8597 0.86010.8500 0.8580 0.8500 0.8580 0.86140.86140.87230.8723 馏程范围馏程范围/176176 365 178365 178 362362182182 364 -364 -203203 358358165165 362362 颜色颜色(1500)/#(1500)/#4.5 1.0 4.5 1.0 -1.5 -1.5-1.51.5 硫硫/氮氮/gggg-1-11146/541 3.2/12.51146/541 3.2/12.51040/450 20/201040/450 20/201300/7001300/70020/2020/20 凝点凝点/1 -55 1 -55 9 -38 9 -381010-45-45 十六烷值十六烷值 38 40.5 38 40.5 45 45 4444表3 加氢降凝工艺技术工业应用情况炼油厂哈尔滨炼厂林源炼油 FRIPP4 4 加氢裂化装置操作技术加氢裂化装置操作技术 4.1 4.1 装置开工装置开工 4.1.1 4.1.1 催化剂的装填催化剂的装填v 在晴朗、干燥天气进行，现场设防棚、雨天在晴朗、干燥天气进行，现场设防棚、雨天停止停止；v 反应器内构件安装完毕（已用过的反应器，反应器内构件安装完毕（已用过的反应器，内构件应吹扫干净）；内构件应吹扫干净）；v 撤卸反应器头盖及入口分配器。撤卸反应器头盖及入口分配器。2024/6/1247 FRIPP4 加氢裂化装置操作技术 4.1 装置开工2 FRIPP4.1.1 4.1.1 催化剂的装填催化剂的装填v 反应器头盖打开后，检测器内氧含量，并用仪表反应器头盖打开后，检测器内氧含量，并用仪表风吹扫置换，确认其氧含量大于风吹扫置换，确认其氧含量大于20%20%（v)v)后，方可允后，方可允许作业人员进入；许作业人员进入；v 撤卸顶部分配盘，床层人孔、冷氢管及热保护管，撤卸顶部分配盘，床层人孔、冷氢管及热保护管，擦拭反应器器壁；擦拭反应器器壁；v 按预先制定好的催化剂装填方案，在器壁上自下按预先制定好的催化剂装填方案，在器壁上自下而上画好各类瓷球、催化剂床层及积垢篮筐的装填线，而上画好各类瓷球、催化剂床层及积垢篮筐的装填线，并做好装填准备。并做好装填准备。2024/6/1248 FRIPP4.1.1 催化剂的装填 反应器头盖打开后，加氢精制反应器催化剂装填图2024/6/1249 2023/8/849 FRIPP4.1.1 4.1.1 催化剂的装填催化剂的装填v 催化剂装填工具：常用装填工具，由金属料斗、金属立管催化剂装填工具：常用装填工具，由金属料斗、金属立管及一段帆布软管组成。及一段帆布软管组成。v 料斗、金属立管之间有一闸板阀；金属立管与帆布软管间料斗、金属立管之间有一闸板阀；金属立管与帆布软管间为第二个闸板阀。为第二个闸板阀。v 催化剂装填时，第一个阀全开，用第二个阀控制催化剂装催化剂装填时，第一个阀全开，用第二个阀控制催化剂装填速度，装填间断时应关闭第一阀。填速度，装填间断时应关闭第一阀。v 金属立管内设有斜挡板金属立管内设有斜挡板,用以减少催化剂自由降落高度。随用以减少催化剂自由降落高度。随着催化剂床层界面高度上升，软管应逐次剪短，通常每次去掉着催化剂床层界面高度上升，软管应逐次剪短，通常每次去掉一米左右。一米左右。2024/6/1250 FRIPP4.1.1 催化剂的装填 催化剂装填工具：常催化剂装填方法反应器底部集合管上界面150mm以下及催化剂卸料管，装填 13的惰性瓷球；将惰性瓷球料面扒平后，装填76mm 6的惰性瓷球；将惰性瓷球料面耙平后，再装填76mm 3的惰性瓷球；装填基准线装填基准线2024/6/1251催化剂装填方法装填基准线2023/8/851将 3惰性瓷球料面耙平后，按催化剂装填线装填底部床层催化剂，装填时帆布软管应绕着反应器内侧移动，使催化剂料面均匀上升，催化剂自由降落的高度不应超过3m，作业人员不得在催化剂料面上站立或走动，当必须站在催化剂床层上时，应在催化剂料面上放置一块0.3m2（0.5m 0.5m）的支撑板以分散载荷；底部床层催化剂装填至距离冷氢分配盘底部250mm处，然后再装填100mm高 13的惰性瓷球覆盖层；催化剂装填方法催化剂装填方法2024/6/1252将3惰性瓷球料面耙平后，按催化剂装填线装填底部床层催化剂，催化剂床层界面1502024/6/1253催化剂床层界面1502023/8/853将撤卸的分配盘、冷氢箱及支撑盘，按要求安装复位后，再进行上部床层催化剂的装填。将床层支撑板上，依次分别装填 6及 3的惰性瓷球各76mm 后，以同样的操作方法装填上部床层催化剂；装填到预定高度后，按要求放置好积垢蓝框并用不锈钢链系牢后挂在顶部分配盘的支撑梁上，在积垢蓝框的周围再装填适量的催化剂和100mm的 13的惰性瓷球，使其界面与积垢蓝框上端平齐（与顶部分配板支撑梁的最小距离为150mm）即可。催化剂装填方法催化剂装填方法2024/6/1254将撤卸的分配盘、冷氢箱及支撑盘，按要求安装复位后，再进行上部反应器顶部积垢篮框反应器顶部积垢篮框1502024/6/1255反应器顶部积垢篮框1502023/8/855催化剂装填结束后，将部分撤卸的顶部分配板安装复位，再安装好入口扩散分配器和反应器顶部头盖，经旋紧螺栓后，可进行后续相关作业。（加氢精制段反应器的下部床层，如果需要可采用催化剂密相装填技术进行装填。密相装填较普通装填可多装催化剂10 15v%，其催化剂排列整齐有序，反应物流分布均匀，可减少或避免催化剂床层下沉。密相装填另有专用设备及相应的装填方法。）催化剂装填方法催化剂装填方法2024/6/1256催化剂装填结束后，将部分撤卸的顶部分配板安装复位，再安装好入 FRIPP4.1.2 4.1.2 催化剂的硫化催化剂的硫化v 新鲜或再生后催化剂，所含活性金属都是以氧化新鲜或再生后催化剂，所含活性金属都是以氧化态（态（MoOMoO3 3、NiONiO、CoOCoO、WOWO3 3)存在；存在；v 非贵金属活性组分，当其以硫化态存在时，有较非贵金属活性组分，当其以硫化态存在时，有较高加氢活性及活性稳定性高加氢活性及活性稳定性；v 催化剂在原料进料反应之前，必须用硫化剂将催催化剂在原料进料反应之前，必须用硫化剂将催化剂的氧化态金属转化为硫化态化剂的氧化态金属转化为硫化态。2024/6/1257 FRIPP4.1.2 催化剂的硫化 新鲜或再生后催化剂 FRIPP催化剂的硫化催化剂的硫化v 加氢裂化发生多种烃类及非烃类的加氢裂化反应加氢裂化发生多种烃类及非烃类的加氢裂化反应,具有很强的放热反应具有很强的放热反应；v 上述反应速度明显受控于温度上述反应速度明显受控于温度,如放热反应过强如放热反应过强或集中，催化剂床层的温度将失控，导致或集中，催化剂床层的温度将失控，导致“飞温飞温”，产生严重后果，甚至导致开工失败。，产生严重后果，甚至导致开工失败。2024/6/1258 FRIPP催化剂的硫化 加氢裂化发生多种烃类及非烃类的因此，加氢裂化装置的操作运转，特别是在开停工和紧急停工处理过程中，务必控制好反应温度，严格遵循升降温和调量操作的基本准则，防止超温超压、设备泄漏等意外事故，避免任何对人员的伤害、设备和催化剂损坏的情况发生是至关重要的。新催化剂的开工，通常包括催化剂的干燥、硫化、钝化、换进原料油和调整操作等几个环节。催化剂的硫化催化剂的硫化2024/6/1259 因此，加氢裂化装置的操作运转，特别是在开停工和紧 FRIPP催化剂干燥脱水催化剂干燥脱水 大表面积、大孔容的加氢催化剂具有强吸水性；大表面积、大孔容的加氢催化剂具有强吸水性；催化剂从生产、装桶到运抵炼厂，不可避免要吸催化剂从生产、装桶到运抵炼厂，不可避免要吸附一些水分，少者附一些水分，少者1-3%1-3%，多者达，多者达5%5%以上以上；吸水变潮，在硫化等开工过程中会降低强度，影吸水变潮，在硫化等开工过程中会降低强度，影响硫化及活性，需要首先干燥响硫化及活性，需要首先干燥。2024/6/1260 FRIPP催化剂干燥脱水 大表面积、大孔容的加氢催化剂氮气循环升温中温干燥负压脱水 催化剂器内干燥的工艺条件是：催化剂干燥的介质：氮气；操作压力：0.5 3.0MPa；循环气量：循环压缩机全量循环；升温速度：20/h 床层温度：200 250；高分温度：50；2024/6/1261氮气循环升温中温干燥负压脱水2023/8/861 FRIPP催化剂干燥脱水催化剂干燥脱水 上述条件，达到高分每小时放水量上述条件，达到高分每小时放水量0.01%0.01%对催化对催化剂剂；加热炉熄火、停循压机、装置泄压，启动蒸汽喷加热炉熄火、停循压机、装置泄压，启动蒸汽喷气真空泵，抽空至负压气真空泵，抽空至负压600600 650650mmHgmmHg柱数小时，充分柱数小时，充分脱水脱水；停止抽空，引入氮气，将反应系统置换合格，再停止抽空，引入氮气，将反应系统置换合格，再引入氢气进行催化剂硫化操作引入氢气进行催化剂硫化操作。2024/6/1262 FRIPP催化剂干燥脱水 上述条件，达到高分每小时放水催化剂硫化的基本原理：催化剂硫化是基于硫化剂（CS2或DMDS）临氢分解生成的H2S，将催化剂活性金属氧化态转化为相应金属硫化态的反应。催化剂的硫化催化剂的硫化2024/6/1263催化剂硫化的基本原理：催化剂的硫化2023/8/863其相关的硫反应如下：CS2+4H22H2S+CH4 或(CH3)2S2+3H22H2S+2CH4 (1)MoO3+2H2S+H2MoS2+3H2O (2)3NiO+2H2S+H2Ni3S2+3H2O (3)9CoO+8H2S+H2Co9S8+9H2O (4)WO3+2H2S+H2WS2+3H2O (5)2024/6/1264其相关的硫反应如下：2023/8/864基基于于上上述述硫硫化化反反应应式式和和加加氢氢精精制制催催化化剂剂的的装装量量及及相相关关金金属属含含量量，可可估估算算出出催催化化剂剂硫硫化化的的理理论论需需硫硫量量。其其硫硫化化剂剂的的备备用用量量，一一般般按按催催化化剂剂硫硫化化理理论论需硫量的需硫量的1.251.25倍考虑即可。倍考虑即可。催化剂的硫化催化剂的硫化2024/6/1265基于上述硫化反应式和加氢精制催化剂的装量及相关金属含量，可估硫化剂选择的考虑硫化剂在临氢和催化剂存在的条件下，能在较低反应温度下分解生成H2S，以有利于催化剂硫化的顺利进行，提高硫化效果；硫化剂硫含量应较高，以减少硫化剂的用量，避免其它元素对硫化过程的不利影响；硫化剂价格便宜，毒性小，使用安全。2024/6/1266 硫化剂选择的考虑2023/8/866常用硫化剂的理化性质常用硫化剂的理化性质 硫化剂硫化剂 二硫化碳（二硫化碳（CS2）二甲基二硫（二甲基二硫（DMDS）硫含量，硫含量，m%84.1 68.0 密度密度(20)，g/ml 1.26 1.06 沸点，沸点，46.5 109.0 分解温度，分解温度，175 2002024/6/1267常用硫化剂的理化性质2023/8/867 FRIPP催化剂湿法硫化催化剂湿法硫化 催化剂干燥脱水完成后，引氮破真空，引氢置换催化剂干燥脱水完成后，引氮破真空，引氢置换合格后，升至操作压力，启动循压机，加热炉重新合格后，升至操作压力，启动循压机，加热炉重新点火，升温并维持在点火，升温并维持在150150 5 5。氢气全量循环，以氢气全量循环，以 设计体积空速进硫化油，硫设计体积空速进硫化油，硫化用油应用与进料馏分相同或略轻的油，不含烯烃、化用油应用与进料馏分相同或略轻的油，不含烯烃、低氮、低芳。低氮、低芳。根据根据循氢流率，催化剂装量、催化剂硫化的理论循氢流率，催化剂装量、催化剂硫化的理论需硫量及硫化时间相关条件，确定起始注硫量需硫量及硫化时间相关条件，确定起始注硫量。2024/6/1268 FRIPP催化剂湿法硫化 催化剂干燥脱水完成后，引氮破注入硫化剂（CS2或DMDS）后，在150150 恒温润湿催化剂2小时；待催化剂床层温度稳定后，以较慢速度提升反应器入口温度，循环氢中检出H2S之前，床层温度任一点温度不得超过230；当循氢中H2S浓度大于0.1%(v)时，使催化剂床层温度维持在230 左右，恒温硫化一定时间（一般不少于8小时），此间循氢中H2S浓度应维持在0.1 0.5%(v)。2024/6/1269注入硫化剂（CS2或DMDS）后，在150 恒温润湿催化剂230 恒温硫化结束后，调整硫化剂注入量，使循氢中H2S浓度达到0.1 0.5%(v)，同时以适宜提温速度，将反应器入口提升至290 ，恒温硫化一定时间；290 硫化结束，调整循氢中H2S 浓度为1.0 2.0%(v)，再提温至310，待催化剂床层达到 310，再恒温硫化一定时间；满足下列条件，认可硫化结束：（1）硫化剂注入量可达理论量的100%120%（2）催化剂床层已基本无温升 （3）高分生水量无明显增加。2024/6/1270230 恒温硫化结束后，调整硫化剂注入量，使循氢中H2S硫化结束后，将反应器入口降至270 280 ，引进直馏柴油进行催化剂钝化；钝化时间48小时，然后换进设计进料，按预定指标要求，调整操作进入正常运转；如因故中断硫化剂注入时，应将床层温度降至230以下；若硫化剂注入中断时间较长，循氢中H2S不能维持0.1%(v)时，应将催化剂床层温度降至175。2024/6/1271硫化结束后，将反应器入口降至270 280 ，引用硫化油的湿法硫化，只适用于含硅氧化铝、无定型硅铝为载体的加氢裂化催化剂，因这种催化剂活性较低，一般不会造成在硫化过程中的硫化油裂解；温法硫化时，硫化前催化剂的干燥十分重要；湿法硫化含硫油用量大，存在污油处理问题。催化剂湿法硫化催化剂湿法硫化2024/6/1272用硫化油的湿法硫化，只适用于含硅氧化铝、无定型硅铝为载体的加含分子筛的裂化催化剂，其裂化活性要比无定型的高得多，分子筛含量越高，活性越高，对温度特别敏感。尤其开工初期，如采用湿式法硫化分子筛型催化剂，在较高温度区，极易导致加氢裂化反应快速发生，难以控制；造成床层超温或飞温，并同时加速催化剂积炭快速增加。因此，含分子筛催化剂，宜采用干法硫化，并配以相应钝化措施，以确保开工顺利进行。催化剂干法硫化催化剂干法硫化2024/6/1273含分子筛的裂化催化剂，其裂化活性要比无定型的高得多，分子筛含干法硫化程序：按控制的循氢流率，经加热炉加热，按要求的升温速度加热催化剂床层。按预定流率注入硫化剂到反应器入口。催化剂器内干法硫化见流程图。催化剂干法硫化催化剂干法硫化2024/6/1274干法硫化程序：按控制的循氢流率，经加热炉加热，按要求的升温速2024/6/12752023/8/875催化剂器内干法硫化通常是在装置操作压力、循环压缩机全量循环的条件下进行的，起始硫化温度175，终止硫化温度370。催化剂器内干法硫化的实施过程中，首先要根据操作压力下的循环氢流率来确定催化剂硫化的最大起始注硫速率。例如，催化剂硫化的最大起始注硫速率按56kgCS2/1 104Nm3循环氢来估算，是一个可供借鉴的经验数据。催化剂硫化是从低温到高温分阶段进行的，在各个硫化阶段，除了对循环氢中的H2S含量有一定要求外，还有一些相应的限制条件和控制指标（见表13-1-2）。催化剂器内干法硫化的主要控制指标催化剂器内干法硫化的主要控制指标76催化剂器内干法硫化通常是在装置操作压力、循环压缩机全量循环的催化剂硫化的限制条件和控制指标硫化阶段 技 术 要 求 循环氢中H2S含量%(v)175 230 3/时,H2S穿透之前,硫化温度超过230 0.1 0.5 230恒温 8小时,控制循环氢中 水含量、床层温升 0.5 1.0 230 290 控制提温、循环氢中 水含量、床层温升 0.5 1.0 290 370 同 上 1.0 2.0 370恒温 硫化时间 8小时 1.0 2.077771.催催化化剂剂干干法法硫硫化化的的限限制制条条件件及及控控制制指指标标有有以以下下几几个个方方面面：各各个个硫硫化化阶阶段段的的升升温温速速度度、循循环环氢氢中中H2S含含量量、床床层层温温升升，裂裂化化反反应应器器出出口口循循环环氢氢中中水水含含量量和和恒恒温温硫硫化化时时间间等等。裂裂化化反反应应器器出出口口循循环环氢氢中中水水含含量量和和床床层层温温升升，其其实实质质是是催催化化剂剂硫硫化化速速度度的的表表征征，在在一一定定的的条条件件下下，受受注注硫硫速速率率和和升升温温速速度度的的影影响响。因因此此，如如何何协协调调控控制制好好这这些些指指标标，是是催催化化剂剂硫硫化化效效果果好好坏坏的的关键所在。关键所在。2.当当370恒温硫化已超过恒温硫化已超过8小时；小时；3.若裂化反应器出口与精制反应器入口循环氢中水含量、若裂化反应器出口与精制反应器入口循环氢中水含量、H2S浓度相近；浓度相近；4.高分生水量不再增加（或增加甚微）；高分生水量不再增加（或增加甚微）；5.硫化剂总注入量已达到或接近预定的催化剂硫化的理论需硫硫化剂总注入量已达到或接近预定的催化剂硫化的理论需硫量；量；6.则催化剂硫化即告结束。则催化剂硫化即告结束。2024/6/1278催化剂干法硫化的限制条件及控制指标有以下几个方面：各个硫化阶当当370恒温硫化已超过恒温硫化已超过8小时；小时；若若裂裂化化反反应应器器出出口口与与精精制制反反应应器器入入口口循循环环氢氢中中水水含含量量、H2S浓度相近；浓度相近；高分生水量不再增加（或增加甚微）；高分生水量不再增加（或增加甚微）；硫硫化化剂剂的的总总注注入入量量已已达达到到或或接接近近预预定定的的催催化化剂剂硫硫化化的的理理论论需需硫量；硫量；则催化剂硫化即告结束。则催化剂硫化即告结束。催化剂硫化结束后，将高分含硫酸性水计排放、计量，取样催化剂硫化结束后，将高分含硫酸性水计排放、计量，取样分析其硫含量，必要时应作催化剂硫化的硫平衡估算，评估分析其硫含量，必要时应作催化剂硫化的硫平衡估算，评估催化剂硫化效果；催化剂硫化效果；确认催化剂硫化结束后，再以每小时不超过确认催化剂硫化结束后，再以每小时不超过25的速度将反的速度将反应器降温至应器降温至1