CN116064117A - 加氢裂化装置的开工方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种两段加氢裂化装置的开工方法。根据两段加氢裂化装置二段裂化催化剂及所加工原料的特性，综合考虑现有开工方式存在的弊端，通过掺炼芳烃含量更高的馏分，进而调整开工原料油的组成；根据催化剂的活性变化调成掺炼馏分的引入温度以及掺入量。本发明方法通过优化开工原料的组成，降低其中饱和烷烃的占比，将油品集中裂解导致的潜在超温或者飞温的风险彻底降低，增强了开工过程的安全性。
Description
技术领域
本发明主要涉及一种加氢裂化装置的开工方法，具体地说是一种在两段加氢裂化流程中，通过油品的合理调整及优化引进实现二段催化剂快速稳定进行硫化的干法开工方法。
背景技术
在原油的二次加工技术中，馏分油加氢裂化技术具备原料适应性强、生产操作灵活和产品方案多样、产品质量好等诸多特点，能将各种重质、劣质的油品资源直接转化为市场急需的诸多产品，如喷气燃料、柴油、润滑油基础油料以及化工原料，如催化重整原料和蒸汽裂解制乙烯原料等。在全厂生产流程的优化中起到产品结构及质量调整的关键作用，是“油-化-纤”转化提质的核心，已成为现代炼油和石油化学工业中不可缺少重油深度加工工艺之一。
加氢裂化从工艺上来说，其流程原则上可以分为三大类，即单段、单段串联和两段。为满足越来越多元化的市场需求，在此三种流程的基础上，各大加氢裂化专利商纷纷推出了各种衍生出的新加氢裂化工艺技术及流程，如反序串联、单元耦合、分段进料和平行进料等工艺技术，但其核心也都是是常规流程的组合优化。
加氢裂化技术的根本在于为市场提供服务，所以由于早些年燃料油品在市场需求中占据绝对的主导地位，所以当时的加氢裂化装置基本上都采用的工艺流程为单段双剂或单段串联流程，以生产燃料油为主要目的。而随着近些年资本结构组成发生变化，越来越多的下游资本注入到炼油化工产业中，为下游化工产业生产优质廉价的原材料已成为石化产业发展的新方向，诸如近期新建的很多民营炼油厂，均以单一的以化工原料需求为主要目标，从而刺激着市场产品结构的变化。在这种趋势下，炼油单元中可以生产化工原料的加氢裂化技术已成为新建炼厂的标配，而再追求极致的过程中，两段加氢裂化流程由于目的产品收率高及产品质量好，已成为最具发展优势的首选。
在两段加氢裂化流程如此高需求的条件下，其装置的建设也是逐渐增加，所以对其技术的研发也要逐步优化。而开工过程作为技术应用的关键一环，也要有针对性的提升，两段加氢裂化的开工过程不同于一段加氢裂化，最主要的区别在于二段流程上，其所加工的原料一般为一段反应生成的某种油品，加工此特定油品，实现选择性的裂化过程，从而提高目的产品的收率，也就是将不需要的组分最大化的转化为需要的组分。根据生产目的不同，二段的原料可以是一段加氢裂化的尾油、柴油或者二者的混合油等等，这种原料由于是一段的反应产物，经过一段的反应后，组成有所变化，多以饱和烃、特别是饱和链烷烃为主。
在两段加氢裂化装置的二段催化剂开工时，原则上也是采用目前公认的湿法以及干法两种硫化方式，且在实际使用过程中，这两种方式均是存在的。对于干法开工过程而言，就是在气相中进行催化剂的硫化，然后降温引入原料油；对于湿法开工过程而言，就是在液相中进行催化剂的硫化，引入原料油后再注硫升温。而在加氢裂化开工过程中，特别是对于含分子筛的裂化剂而言，除了硫化还应该有钝化过程，最常规的就是注氨钝化，该方式在一段加氢裂化开工中已经是常规操作。除了以往提到的毒性和泵故障率高以外，也不是特别适用二段加氢裂化，主要是由于当温度提升氨开始释放后，其催化剂活性恢复较快，而氨释放温度要高于二段裂化剂正常使用温度，在高活性催化剂反应的氛围下极易发生床层超温或者飞温。如果不进行注氨钝化，仅靠温度的提升激活催化剂的活性，为了防止催化剂床层温度波动，提温过程十分缓慢，必须时刻关注裂化剂床层温度变化情况，而且一旦反应发生时，也会特别剧烈，稍有不慎就会出现飞温，其危险程度更要大于注氨钝化。总体来说就是目前工业上没有针对两段加氢裂化流程的二段催化剂提出针对性强的开工方法，单纯的照搬以往的开工方式不是很适用。
CN200610135432.9介绍了一种氧化态加氢裂化催化剂的开工方法，涉及一种催化剂，尤其是涉及一种在炼油工艺中有关氧化态加氢裂化催化剂。提供一种在采用现有的加氢裂化催化剂条件下，无需进行催化剂的预硫化的氧化态加氢裂化催化剂的开工方法。此过程无需再外加硫化剂对氧化态的催化剂进行预硫化，避免由预硫化带来的问题，且部分还原的催化剂具有更高的加氢裂化活性。
CN201911040387.2公开了一种加氢催化剂的开工方法，将加氢催化剂载体，与硫代钼酸盐和/或硫代钨酸盐溶液、镍盐和/或钴盐溶液分别混合，干燥，得到中间态加氢催化剂，将硫化剂与中间态加氢催化剂混合均匀，然后进行热处理，降温后，加入含磷物质；所得物料干燥，得到预硫化催化剂；而后将催化剂装入反应器，进行湿法活化开工。该方法解决了由于催化剂初始活性温度过高所带来的反应器氢脆的安全性问题，也改进催化剂器外预硫化过程、预硫化催化剂开工活化方法，提高催化剂的初始活化温度的同时，提高催化剂活性。
CN201110321354.2公开了一种加氢裂化催化剂的开工钝化方法。在催化剂钝化阶段往精制段引入高氮石脑油，通过其加氢生成的氨气作为钝化剂对裂化剂进行钝化，从而达到无需使用钝化剂的目的。
CN201711118886.X公开一种两段加氢裂化方法，采用固定床反应器，原料油与氢气混合进入加氢精制反应器进行脱硫、脱氮及芳烃饱和反应，流出物进入闪蒸罐进行气液分离；闪蒸罐分离得到的液相流出物与新氢混合进入加氢裂化反应器进行加氢裂化反应，闪蒸罐分离得到的气相分别进入加氢裂化反应器不同床层入口；加氢裂化反应器流出物进入分离系统进行气液分离，分离得到的气体作为补充氢循环使用，液相产物进入分馏塔进行分离，在分馏塔中分馏得到石脑油、航煤、柴油和尾油。该方法能改善产品分布，降低低附加值的轻烃收率。
目前查询的具有代表性的上述技术中，主要是针对开工和两段加氢裂化过程的。有无需使用钝化剂的加氢裂化开工方法，具有安全环保、过程平稳的特点，有解决了由于催化剂初始活性温度过高所带来的反应器氢脆的安全性问题的，有对裂化催化剂钝化杀掉初活性作用的，也有改善产品分布，降低低附加值的轻烃收率的。但都没有考虑二段加氢裂化工艺的特殊性，特别是没有考虑到原料的特殊性，所以均没有进行有针对性的优化改进，采用的开工模式还是常规一段加氢裂化工艺的固有方法，势必存在飞温的风险，该方法不优化改进的话，难以实现二段裂化催化剂开工过程最优化。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供了一种两段加氢裂化装置的开工方法。
本发明的一种加氢裂化装置的开工方法，包括以下步骤：
（1）在两段加氢裂化工艺流程中，二段为加氢裂化反应区，该区域使用加氢裂化催化剂；所述加氢裂化催化剂为低裂解活性催化剂，分子筛含量为0wt%~30wt%；
（2）当一段加氢裂化装置开工完毕后，进行生产过程的调整，此时二段的催化剂具备开工硫化条件；首先在气相环境下提升二段加氢裂化催化剂床层入口温度，按照常规模式引入硫化剂，调整二段加氢裂化催化剂床层入口温度至225℃～235℃进行恒温硫化；之后提温至365℃~375℃继续进行恒温硫化。
（3）调整二段催化剂床层入口温度为140℃～160℃，往二段加氢裂化反应器内引入开工原料油，建立反应-分馏循环；提升二段催化剂床层入口温度至260℃~280℃，引入高芳烃辅助油品，并调整液相物流为一次通过；缓慢提升床层裂化催化剂的床层入口温度，待二段反应区内裂化催化剂单床层裂化反应温升升至4~7℃后，继续在此温度下恒温等待4～12小时，引油调整过程结束；在此条件下调整参数平稳生产一段时间（一般为1~2天）逐步减少辅助油品的引入量，将反应条件调整至二段催化剂设计工况，转入正常生产。
进一步，步骤（2）所述常规模式是指：在二段裂化催化剂床层入口温度至160℃~200℃，引入硫化剂。所述硫化剂选自DMDS、CS2、SZ-54中的至少一种。
进一步，第一恒温段、第二恒温段以及第一恒温段向第二恒温段提温过程中的硫化氢浓度均为本领域技术人员的常识。如，步骤（2）中第一段恒温硫化过程中，维持循环氢中硫化氢浓度为1000ppm以上。步骤（2）中在向365℃~375℃第二恒温段提温过程中，维持循环氢中的硫化氢浓度为5000ppm以上；第二恒温段的恒温过程中维持循环氢中的硫化氢浓度为10000ppm以上。
进一步，在上述步骤（3）中，高芳烃辅助油品的引入温度以及引入比例与催化剂中的分子筛含量等参数有一定的关系，经过大量的试验数据以及工业应用经验可以总结拟合出对应的数据表达式。
进一步，高芳烃辅助油品的引入温度大致范围为260℃~280℃，其具体的数据定值可以参考下式来确定：T=280-66.67F，其中F为加氢裂化催化剂中的分子筛含量（以小数计）。
进一步，高芳烃辅助油品的引入量可以参照下式来进行确定：Y=K(0.17F+0.1-a)/(b-0.17F-0.1)；在本公式中，K为开工原料油的引入量，F为催化剂中的分子筛含量（以小数计），a为开工原料油中的芳烃含量（以小数计），b为引入高芳烃辅助油品中的芳烃含量（以小数计）。
进一步，本发明所述的两段加氢裂化工艺为目前工业上已知流程，其包括一段反应区（器）和二段反应区（器），其中一段一般为常规加氢裂化流程，包括加氢处理反应区（器）和加氢裂化反应区（器），二段主要加工一段的生成油品，包括但不仅限于加氢裂化反应区（器）。在本发明中主要涉及二段加氢裂化反应区（器）的开工方法。该区域内装填加氢裂化催化剂，其裂解活性相对较低，所述的加氢裂化催化剂包括裂化组分和加氢活性金属组分；加氢活性金属选自第ⅥB族或Ⅷ族金属中的至少一种，优选为钼、钴、镍中的至少一种和钨；裂化组分包括分子筛，所述分子筛包括但不限于Y型分子筛（比如USY型分子筛）；所述加氢裂化催化剂中还含有粘合剂通常为氧化铝或氧化硅。以催化剂的重量为基准，加氢活性金属组分以元素计的含量为20%~40%，优选为22%~35%，分子筛的含量为0%~30%。所述的加氢裂化催化剂可以选择现有的各种商业催化剂，也可以根据需要按本领域的常识进行制备，商业催化剂如抚顺石油化工研究院（FRIPP）研制开发的ZHC-01、FC-14、FC-26、FC-50、FC-60等加氢裂化催化剂。
进一步，所述的引入开工原料油是指进入到二段加氢裂化反应区的原料，目前常规的应用方式中开工油及原料油均为此同种物流。本发明中，延续当前使用的模式，开工原料油也是挑选来自一段加氢裂化反应区所产出的生成物。由于两段加氢裂化工艺的生产目的不同，此物流在组成上也有所差别，可以使柴油、尾油或者二者的混合油，在本发明中优选尾油馏分。由于经过加氢裂化过程，此物流中硫含量一般不超过10μg/g以下，氮含量一般不超过5μg/g，芳烃含量不超过5%，是典型的低硫低氮低芳烃原料，根据分馏调整的差异，其初馏点一般为200～380℃，终馏点一般为400～560℃。虽然此处优化为一段所产尾油，但原则上只要是适合作为二段催化剂的原料的任何一股一段生成油均包括在本发明内，也都适用本发明的开工方法。
进一步，所述的硫化剂为DMDS，既二甲基二硫，其为工业上最常用的含硫化学品，但不仅限于此，只要是可以工业使用的硫化剂均可，如二硫化碳、各类混合硫化剂等等。
进一步，步骤（2）所述的开工模式为广泛应用的干法硫化开工过程。为了充分完成催化剂中金属（特别是钨）的硫化，应选择干法开工过程。该硫化过程完全在气相中进行，在160~190℃引入硫化剂，当反应器出口检测硫化氢浓度>1000μL/L后，提高反应温度至225~235℃进行恒温至少8小时，提温至365℃~375℃进行恒温至少硫化8小时，而每个过程均需要进行气相中硫化氢浓度的调整，其为常规操作，此处不再累述。
进一步，步骤（3）所述的高芳烃辅助油品是指其组成中含有芳烃较多的液相油品，优选催化裂化工艺产出的催化裂化柴油组分。该催化裂化柴油更优选反应过程较为苛刻的催化裂化装置所产。高芳烃催化裂化柴油的硫含量无特殊要求，氮含量应在300μg/g以上，优选为500μg/g以上。密度一般在0.91g·cm-3以上，优选0.93g·cm-3以上。初馏点一般为150～250℃，优选170～240℃，终馏点一般为300～400℃，优选330～370℃；芳烃含量一般在65wt%以上，优选为70～90 wt%。当然也可以根据上述描述进行油品的配制。
进一步，引入高芳烃辅助油品时，二段加氢裂化反应区内的硫化氢浓度应满足硫化过程的要求，即硫化氢含量>5000μL/L，其具体的引入温度以及引入量在上面已经进行了限定。该高芳烃辅助油品的引入可以通过对开工原料油进量进行调整，使装置的整体负荷满足硫化过程的要求。在高芳烃辅助油品引入的同时要将硫化的循环流程改为一次通过流程，即将所有的液相流出物排出二段裂化反应器，从而保证进料中芳烃含量稳定从而确保反应过程无波动。另外，硫化过程中液相物料的循环流程可以选择反应区-分离器的小循环模式，也可以选择反应区-分馏塔的大循环模式，这在开工过程中均属于常规调整，并无特殊要求。
进一步，所述的步骤（3）为引油调整过程，也是平稳开工的关键，在高芳烃辅助油品引入提温后，由于催化剂初期活性，应稳定生产1~2天后停止高芳烃辅助油品的引入，该过程为了保证催化剂初期硫化效果，应保持循环氢中硫化氢含量在>5000μL/L以上。
进一步，二段裂化催化剂在开工过程中操作条件与其生产条件基本一致，其控制范围如下：操作压力为7.0～16.5MPa，氢油体积比为400∶1～1200∶1，体积空速为0.2～6.0h-1；优选地，操作压力为7.5～16.0 MPa，氢油体积比为500∶1～1100∶1，体积空速为0.3～5.0 h-1。
本发明方法应用于两段加氢裂化技术的二段催化剂开工过程中，与当前主流采用的开工方法相比，具有如下的有益效果：
1、针对当前二段催化剂开工没有特定的开工方法，均遵循一段开工的方法，本发明提出了高芳烃辅助油品的引入概念。特别是对于含W等一些需要高温硫化的催化剂而言，在硫化过程仍可以采用原有的干法开工技术，但在引油调整过程中，通过“优质”组分的合理引入，改变了液相油品中的结构组成，将极性更强、吸附力更强的芳烃比例提升，除了可以起到一定的积碳钝化作用以外，还避免的饱和链烷烃的集中加氢裂化过程，以此可以将集中放热的过程后移甚至取消，从而极大的提高了开工过程的安全性。此外，也提高了混合油品中的硫氮含量，也有利于催化剂的硫化剂钝化过程。整体来说，具有很强的应用优势。
2、从改动上来说，本发明方法无需对现有的流程进行任何的改动及调整，只是通过原料结构的优化，起到了安全并快速开工的目的，对于二段催化剂而言是十分合理的特定开工方法。使用本方法，不需增加额外的投资以及变化，只是利用企业现有的物料进行优化改进并实现“物尽其用”的目的。在两段加氢裂化技术市场逐渐扩张的局势下，可进一步优化其应用的效果，对于炼油企业而言，在产品结构调整的方向上具有极强的经济优势。
具体实施方式
下面结合实施例及比较例来阐述本发明加氢裂化装置的开工方法的效果及优势所在。
实施例以及比较例所选用的油品性质见表1，相关的催化剂物化性质见表2，各实例中二段加氢裂化催化剂装填量均为 190m3，硫化剂均使用DMDS，所有实例均为两段加氢裂化流程，但本发明方法只涉及二段的催化剂开工，其优势对比见表3。
表1 开工原料油及辅助油主要性质
表2 催化剂主要性质
实施例1
反应器内装填表2中的A催化剂，此催化剂为含W低活性加氢裂化催化剂，首先按照常规的干法开工过程进行催化剂的硫化。将反应器入口温度提至185℃注入硫化剂DMDS，当循环氢中硫化氢浓度>1000μL/L后，提高入口温度至230℃恒温8小时，而后继续提温，控制循环氢中硫化氢浓度>5000μL/L，温度升至370℃继续恒温8小时，控制循环氢中硫化氢浓度>10000μL/L，硫化结束降温至150℃。引入开工原料油为90t/h，建立反应分馏大循环，提高入口温度至266℃引入高芳烃油品16t/h后改为一次通过流程继续调整，以8℃/时的升温速度升至303℃时，单床层裂化温升达到5℃，循环氢中硫化氢浓度为6600μL/L，继续恒温8小时，引油调整过程结束，2天后停止高芳烃油品引入，装置调整参数进入正常生产。
实施例2
反应器内装填表2中的B催化剂，此催化剂为低活性加氢裂化催化剂，首先按照常规的干法开工过程进行催化剂的硫化。将反应器入口温度提至185℃注入硫化剂DMDS，当循环氢中硫化氢浓度>1000μL/L后，提高入口温度至230℃恒温8小时，而后继续提温，控制循环氢中硫化氢浓度>5000μL/L，温度升至370℃继续恒温8小时，控制循环氢中硫化氢浓度>10000μL/L，硫化结束降温至150℃。引入开工原料油为90t/h，建立反应分馏大循环，提高入口温度至270℃引入高芳烃油品15t/h后改为一次通过流程继续调整，以8℃/时的升温速度升至308℃时，单床层裂化温升达到4℃，循环氢中硫化氢浓度为8400μL/L，继续恒温8小时，引油调整过程结束，2天后停止高芳烃油品引入，装置调整参数进入正常生产。
实施例3
反应器内装填表2中的A催化剂，此催化剂为含W低活性加氢裂化催化剂，首先按照常规的干法开工过程进行催化剂的硫化。将反应器入口温度提至185℃注入硫化剂DMDS，当循环氢中硫化氢浓度>1000μL/L后，提高入口温度至230℃恒温8小时，而后继续提温，控制循环氢中硫化氢浓度>5000μL/L，温度升至370℃继续恒温8小时，控制循环氢中硫化氢浓度>10000μL/L，硫化结束降温至150℃。引入开工原料油为120t/h，建立反应分馏大循环，提高入口温度至266℃开工原料油降至70t/h并引入高芳烃油品13t/h后改为一次通过流程继续调整，以8℃/时的升温速度升至299℃时，单床层裂化温升达到6℃，循环氢中硫化氢浓度为5400μL/L，继续恒温8小时，引油调整过程结束，2天后停止高芳烃油品引入，装置调整参数进入正常生产。
比较例1
反应器内装填表2中的A催化剂，此催化剂为含W低活性加氢裂化催化剂，首先按照常规的干法开工过程进行催化剂的硫化。将反应器入口温度提至185℃注入硫化剂DMDS，当循环氢中硫化氢浓度>1000μL/L后，提高入口温度至230℃恒温8小时，而后继续提温，控制循环氢中硫化氢浓度>5000μL/L，温度升至370℃继续恒温8小时，控制循环氢中硫化氢浓度>10000μL/L，硫化结束降温至150℃。引入开工原料油为90t/h，建立反应分馏大循环，而后入口温度为205℃时注入无水液氨，当水中氨浓度大于1000μg/g后，开始升温，升温过程中控制水中氨浓度约为8000μg/g，控制循环氢中硫化氢浓度为大于5000μL/L，升温至315℃时恒温硫化8小时，此时控制循环氢中的硫化氢浓度为6600μL/L，而后继续提温至340℃时裂化段才出现约3℃裂化反应温升，在此温度下经历4小时，床层温度突然发生波动，虽然通过降温调整，但是床层温度也上升至442℃，而后降温至310℃转入正常生产。
比较例2
反应器内装填表2中的A催化剂，此催化剂为含W低活性加氢裂化催化剂，首先按照常规的干法开工过程进行催化剂的硫化。将反应器入口温度提至185℃注入硫化剂DMDS，当循环氢中硫化氢浓度>1000μL/L后，提高入口温度至230℃恒温8小时，而后继续提温，控制循环氢中硫化氢浓度>5000μL/L，温度升至370℃继续恒温8小时，控制循环氢中硫化氢浓度>10000μL/L，硫化结束降温至150℃。引入开工原料油为90t/h，建立反应分馏大循环，开始升温，此过程控制循环氢中硫化氢浓度为大于5000μL/L，升温至275℃时床层突然出现温度不可控现象，导致温度飞升，超温至590℃，紧急卸压停工后再次重新投入开工。
表3 不同实施例及比较例效果对比
由上述提及的实施例和比较例可以看出，采用常规一段开工方法应用于二段催化剂的开工过程，会出现开工时间长、硫化风险高，催化剂初期活性损失大的问题，不仅安全性上无法保证，而且对催化剂的性能也有所影响。采用本发明方法的，由于将物料的特性与催化剂的物性进行了合理的搭配及调整，可以充分发挥不同组分开工辅助功能上的差异，将优势完全应用于开工过程中，不仅可以保证催化剂的活性，亦能最大限度的降低开工过程中的风险。
在工艺流程上不需进行任何单元或者设备的改动，仅通过高芳原料的引入改善进料的组成，增加芳烃比例并根据应用经验总结出适宜的引入温度及引入量，以最小的代价换来了较大的收益，获得了理想的使用效果。在实际应用时，可以最大限度的优化两段加氢裂化流程的开工稳定性，进一步提升该技术的优势，契合当前炼油市场对于加工单元的要求，具有较强的实际应用价值。
Claims (14)
1.一种加氢裂化装置的开工方法，包括以下步骤：
（1）在两段加氢裂化工艺流程中，二段为加氢裂化反应区，该区域使用加氢裂化催化剂；所述加氢裂化催化剂为低裂解活性催化剂，分子筛含量为0wt%~30wt%；
（2）当一段加氢裂化装置开工完毕后，进行生产过程的调整，此时二段的催化剂具备开工硫化条件；首先在气相环境下提升二段加氢裂化催化剂床层入口温度，按照常规模式引入硫化剂，调整二段加氢裂化催化剂床层入口温度至225℃～235℃进行恒温硫化；之后提温至365℃~375℃继续进行恒温硫化；
（3）调整二段催化剂床层入口温度为140℃～160℃，往二段加氢裂化反应器内引入开工原料油，建立反应-分馏循环；提升二段催化剂床层入口温度至260℃~280℃，引入高芳烃辅助油品，并调整液相物流为一次通过；缓慢提升床层裂化催化剂的床层入口温度，待二段反应区内裂化催化剂单床层裂化反应温升升至4~7℃后，继续在此温度下恒温等待4～12小时，引油调整过程结束；在此条件下调整参数平稳生产一段时间，逐步减少辅助油品的引入量，将反应条件调整至二段催化剂设计工况，转入正常生产。
2.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，所述常规模式是指，二段裂化催化剂床层入口温度达到160℃~200℃时，引入硫化剂。
3.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，步骤（2）第一段恒温硫化过程中，维持循环氢中硫化氢浓度为1000ppm以上，在向365℃~375℃第二恒温段提温过程中，维持循环氢中的硫化氢浓度为5000ppm以上，第二恒温段中维持循环氢中的硫化氢浓度为10000ppm以上。
4.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，高芳烃辅助油品的引入温度参考下式确定：T=280-66.67F，其中F为加氢裂化催化剂中以小数计的分子筛含量。
5.根据权利要求1或4所述的开工方法，其特征在于，高芳烃辅助油品的引入量参照下式确定：Y=K(0.17F+0.1-a)/(b-0.17F-0.1)； K为开工原料油的引入量，F为加氢裂化催化剂中以小数计的分子筛含量，a为开工原料油中以小数计的芳烃重量含量，b为引入高芳烃辅助油品中以小数计的芳烃重量含量。
6.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，所述的加氢裂化催化剂以重量为基准，加氢活性金属组分以元素计的含量为20%~40%，分子筛的含量为0%~30%。
7.根据权利要求6所述的开工方法，其特征在于，加氢活性金属选自钼、钴、镍中的至少一种和钨。
8.根据权利要求1或5所述的开工方法，其特征在于，所述开工原料油的芳烃含量不超过5%，开工原料油优选为一段加氢裂化所得尾油。
9.根据权利要求1或8所述的开工方法，其特征在于，所述高芳烃辅助油品的芳烃含量在65wt%以上，氮含量在300μg/g以上。
10.根据权利要求9所述的开工方法，其特征在于，所述高芳烃辅助油品的初馏点为150～250℃，终馏点为300～400℃。
11.根据权利要求10所述的开工方法，其特征在于，所述高芳烃辅助油品为催化裂化柴油。
12.根据权利要求10所述的开工方法，其特征在于，步骤（3）中引入高芳烃辅助油品时，二段加氢裂化反应区内循环气中的硫化氢含量为5000μL/L以上。
13.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，步骤（3）中稳定生产1~2天后停止高芳烃辅助油品的引入，该过程中循环氢中硫化氢含量在5000μL/L以上。
14.根据权利要求1所述的开工方法，其特征在于，二段加氢裂化反应区的操作条件为：操作压力为7.0～16.5MPa，氢油体积比为400∶1～1200∶1，体积空速为0.2～6.0 h-1。
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