发明内容
针对现有技术中的不足之处,本发明提供了一种煤焦油加氢装置的开工方法。采用本发明的开工方法可以实现提高催化剂稳定性并延长装置运转周期的目标。
本发明提供了一种煤焦油加氢装置的开工方法,其中,煤焦油加氢装置包括加氢精制反应区和加氢裂化反应区,过程包括:对煤焦油加氢装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的400~1500倍,向加氢精制应区入口注入NO气体,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的2%~10%,将加氢精制反应区和加氢裂化反应区入口温度提高至180~260℃,当循环氢中NO2气体的体积分数为10%~40%时停止注入NO气体,然后对煤焦油加氢装置内全部的催化剂依次进行氢气置换、硫化,硫化完成后切入在原料油转入正常生产。
进一步地,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的2%~10%,其中,NO的体积注入速率以及循环氢体积流量均以小时计。
进一步地,所述气密性检查以及循环氢系统的建立的过程采用本领域常规方法进行,本发明中没有特别的限制。所述气密性检查以及循环氢系统建立之后,高分压力控制为设计压力,一般为4.0~20.0MPa。
进一步地,所述氢气置换是调整循环氢中氢气体积分数达到95%~99%时,氢气置换完成。所述氢气置换过程可以在循环氢中引入新氢,在加氢精制反应区入口引入煤焦油加氢装置对系统中的气体进行置换,直到循环氢中氢气体积分数达到90%~99%时,完成氢气置换。
进一步地,所述氢气置换时,可以先降低加氢精制反应区入口以及加氢裂化反应区的入口温度至130~180℃。
进一步地,所述硫化采用湿法硫化或干法硫化,优选湿法硫化。
进一步地,所述湿法硫化包括第一硫化阶段和第二硫化阶段,其中,第一硫化阶段是以3~10℃/h的速度提升加氢精制反应区和加氢裂化反应区入口温度至第一恒温温度即220~250℃,然后在第一恒温温度下,恒温硫化4~10h,第一硫化阶段控制循环氢中硫化氢质量浓度维持在2000~6000ppm;第二硫化阶段是以3~8℃/h的速度提升加氢精制反应区和加氢裂化反应区的入口温度至第二恒温温度即300~350℃,升温期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在6000~10000ppm,然后在第二恒温温度下,恒温2~6h,第二恒温期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在10000~20000ppm。
进一步地,所述湿化硫化,在进入第一硫化阶段之前,先使硫化氢穿透催化剂床层,其过程如下:从加氢精制反应区入口引进低氮油润湿催化剂,建立低氮油闭路循环,然后逐渐向低氮油中注入硫化剂,逐渐升温并控制加氢精制反应区和加氢裂化反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至硫化氢穿透整个催化剂床层;优选地,硫化氢穿透整个催化剂床层的条件如下:循环氢中硫化氢质量浓度为1000ppm以上,进一步优选为1000~6000ppm。
进一步地,在第一恒温温度下硫化2~6小时后,在加氢裂化反应区入口注入钝化剂和洗涤水,监测高压分离器底部排出的酸性水中氨含量,在氨穿透前,控制加氢裂化反应区的催化剂床层最高温度≯250℃,当氨穿透后,调整钝化剂注入速率,维持高压分离器底部排出的酸性水中氨质量含量1000~8000ppm,直到硫化过程结束停止加入钝化剂。
进一步地,一般地,可以在钝化剂注入2h后,开始在空冷器前注入洗涤水,一般在注水1h后,开始分监测高压分离器底部排出的酸性水中氨含量。
进一步地,所述氨穿透的条件为:高压分离器底部排出的酸性水中氨质量含量达到1000ppm以上,优选为1000~15000ppm。
进一步地,所述催化剂包括加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂。所述加氢精制反应区装填加氢精制催化剂,所述加氢裂化反应区装填加氢裂化催化剂。加氢精制催化剂通常包括加氢活性组分、载体以及粘合剂等。加氢活性金属包括第ⅥB族金属(如钨和/或钼)和Ⅷ族金属(如镍和/或钴)中的一种或多种;载体包括氧化铝、氧化硅以及无定形硅铝等中的一种或多种;粘合剂通常为氧化铝或氧化硅。以催化剂的重量为基准,第VIB族金属氧化物的含量计为12%~35%,优选15%~30%,第VIII族金属氧化物的含量计为2%~10%,优选3%~8%。加氢裂化催化剂包括加氢活性组分、裂化组分以及粘合剂等,加氢活性金属包括第ⅥB族金属(如钨和/或钼)和Ⅷ族金属(如镍和/或钴)中的一种或多种;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;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,第VIB族金属氧化物计的含量为12%~40%,优选15%~30%,第VIII族金属氧化物计的含量为2%~10%,优选3%~8%,分子筛的含量为5%~30%。加氢精制催化剂可以根据现有专利方法制备,也可以使用工业催化剂,工业催化剂如中石化抚顺石油化工研究院的FF-36、FF-46、FF-76、FF-66等。加氢裂化催化剂可以根据现有方法制备,也可以使用工业催化剂,工业催化剂如中国石化抚顺石油化工研究院开发的FC-52、FC-76、FC-16B等。
进一步地,所述硫化剂为工业上常用的硫化剂和/或环保型硫化剂。工业上常用的硫化剂如工业上常用的二甲基二硫(DMDS)、二硫化碳(CS2)等中的至少一种。
进一步地,所述钝化剂选自无水液氨和/或有机钝化剂。所述有机钝化剂为环己胺、苯胺、正丁胺中的一种或多种。可以通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨,也可以在原料油罐或者进料管线内注入有机钝化剂。
进一步地,所述低氮油一般为常压馏分油,密度一般为0.76~0.86g/cm3,初馏点一般为100~250℃,终馏点一般280~408℃,氮质量含量100~800ppm。
进一步地,所述原料油选自煤焦油,所述原料油的初馏点为20~100℃,终馏点为600~800℃。当煤焦油原料中铁含量超标时,在加氢精制催化剂以及加氢裂化催化剂上床层顶部应装填部分保护剂,以缓解装置压降,延长运转周期。保护剂可以使用中石化抚顺石油化工研究院开发的FZC-105、FZC-106、FBN-03B04、FBN-03B05中的一种或多种。
进一步地,所述加氢裂化反应区后设有分离系统,最终得到气体、石脑油、柴油以及尾油。
进一步地,所述硫化过程完成后切入原料油转入正常生产的过程为:在硫化完成后,将加氢精制反应区入口温度降低至280~350℃,向加氢精制反应区引入原料油(煤焦油),起始引入量为设计加工负荷的20%~50%,待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的60%~100%,随后以2~6℃/h的速度提升加氢精制反应区与裂化反应反应区入口温度,直至产品质量合格。
进一步地,正常生产时,加氢精制反应区与裂化反应区内的反应条件如下:
反应压力4.0~20.0MPa,加氢精制反应温度为250~390℃,加氢精制液时体积空速为0.1~6.0h-1,加氢裂化反应温度为320~400℃,加氢裂化液时体积空速为0.5~5.0h-1;优选地,反应压力14.0~18.0MPa,加氢精制反应温度为350~380℃,加氢精制液时体积空速为0.5~4.0h-1,加氢裂化反应温度为380~390℃,加氢裂化液时体积空速为0.6~2.0h-1。
本发明提供的煤焦油加氢装置的开工方法,可在任何煤焦油加氢领域使用,可以提高催化剂原料油适应性以及稳定性。
与现有技术相比,本发明具有以下有益效果:
(1)本发明的开工方法,先对加氢精制催化剂、加氢裂化催化剂进行适度部分还原,再硫化,将催化剂中部分高加氢活性但稳定性差的六配位的活性金属还原至稳定性好的四配位活性金属,可以显著提高催化剂的抗失硫能力,适应低硫的煤焦油原料,催化剂失活速率慢,装置运转周期长。
(2)本发明开工方法可以在满足产品质量要求的同时,氢耗降低,所产重石脑油芳潜高。
(3)本发明的开工方法在反应器内原位控制硫化开工过程反应条件,实现提高催化剂稳定性的目的,过程简单,操作灵活性强。
具体实施方式
以下结合实施例将对本发明提供的开工方法,予以进一步的说明,来对比体现本发明开工方法的效果和优势,但并不因此而限制本发明。
本发明中,除非进行特别说明,百分数均指质量分数。
以下实施例和对比例中所使用的原料油为煤焦油,精制反应器内装填FF-36加氢精制催化剂,裂化反应器内装填FC-76加氢裂化催化剂,实施例与对比例中轻石脑油馏程范围为<65℃,重石脑油馏程范围均为65~175℃,柴油馏程为175~365℃,尾油馏程为>365℃。
以下实施例所涉及的原料油性质见表1,各类催化剂的主要物性指标见表2,主要的评价条件见表3,实施例评价效果见表4,对比例评价见表5。
实施例1
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制反应区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的500倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的10%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至185℃,当循环氢中NO2体积分数为15%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至160℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到96%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在2000ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以4℃/h的速度提升反应器入口温度至230℃,恒温硫化8h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在2000~3000ppm。
230℃恒温结束后,以4℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至340℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在6000~7000ppm。340℃恒温硫化5h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在10000~12000ppm。
在上述硫化过程中,在230℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度1000~2000ppm。
340℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至300℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
实施例2
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制反应区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的800倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的2%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至255℃,当循环氢中NO2体积分数为38%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至150℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到99%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在2500ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以4℃/h的速度提升反应器入口温度至240℃,恒温硫化8h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在3000~4000ppm。
240℃恒温结束后,以7℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至350℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。350℃恒温硫化3h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在12000~14000ppm。
在上述硫化过程中,在240℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度2000~4000ppm。
350℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至310℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
实施例3
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制应反区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的1200倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的5%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至245℃,当循环氢中NO2体积分数为20%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至160℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到98%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在4000ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,以5℃/h的速度提升反应器入口温度至250℃,恒温硫化9h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在4000~5000ppm。
250℃恒温结束后,以8℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至350℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。350℃恒温硫化6h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在12000~14000ppm。
在上述硫化过程中,在250℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度2000~4000ppm。
350℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至310℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以3℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
实施例4
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制反应区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的1500倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的8%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至250℃,当循环氢中NO2体积分数为30%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至170℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到98%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在4000ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以8℃/h的速度提升反应器入口温度至240℃,恒温硫化10h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在3000~4000ppm。
240℃恒温结束后,以7℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至335℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。335℃恒温硫化4h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在13000~15000ppm。
在上述硫化过程中,在240℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度1000~3000ppm。
335℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至320℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的40%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
对比例1
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制反应区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的1500倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的8%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至250℃,当循环氢中NO2体积分数为60%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至170℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到98%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在4000ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以8℃/h的速度提升反应器入口温度至240℃,恒温硫化10h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在3000~4000ppm。
240℃恒温结束后,以7℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至335℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。335℃恒温硫化4h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在13000~15000ppm。
在上述硫化过程中,在240℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度1000~3000ppm。
335℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至320℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的40%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
对比例2
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,向加氢精制反应区内通入NO气体,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的800倍,NO的体积注入速率为循环氢体积流量的2%,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至255℃,当循环氢中NO2体积分数为5%时停止通入NO,降低加氢精制和加氢裂化反应器入口温度至150℃。
开始向循环氢中引入新氢,并由加氢精制反应区通入煤焦油加氢裂化装置进行氢气置换,当循环氢中氢气的体积分数达到99%时,完成氢气置换。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向低氮油中逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在2500ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,随后以4℃/h的速度提升反应器入口温度至240℃,恒温硫化8h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在3000~4000ppm。
240℃恒温结束后,以7℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至350℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。350℃恒温硫化3h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在12000~14000ppm。
在上述硫化过程中,在240℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度2000~4000ppm。
350℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至310℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
对比例3
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的1200倍,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至160℃。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向反应系统逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在4000ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以5℃/h的速度提升反应器入口温度至250℃,恒温硫化9h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在4000~5000ppm。
250℃恒温结束后,以8℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至350℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。350℃恒温硫化6h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在12000~14000ppm。
在上述硫化过程中,在250℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度2000~4000ppm。
350℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至310℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以3℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
对比例4
在煤焦油装置完成催化剂装填、气密性检查、循环氢系统的建立之后,循环氢每小时体积流量控制为总催化剂装填体积的800倍,加氢精制和加氢裂化反应器入口温度提高至295℃,当高压分离器生成水的体积为催化剂装填量的20%,以体积计时,降低反应区入口温度至150℃。
从加氢精制反应区入口向反应系统引进低氮油浸湿催化剂,建立低氮油闭路循环,通过高压注硫泵向反应系统逐渐注入硫化剂DMDS,逐渐升温并控制反应区催化剂床层温度不超过230℃,直至在循环氢中硫化氢质量浓度维持在2500ppm时,即硫化氢穿透催化剂床层,然后以4℃/h的速度提升反应器入口温度至240℃,恒温硫化8h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在3000~4000ppm。
240℃恒温结束后,以7℃/h的速度平稳提升反应器入口温度至350℃,期间循环氢中硫化氢质量浓度控制在7000~8000ppm。350℃恒温硫化3h,期间循环氢中硫化氢质量浓度应维持在12000~14000ppm。
在上述硫化过程中,在240℃恒温硫化2h时,通过高压注氨泵在裂化反应器入口注入液氨。当氨穿透后,调整钝化剂体积注入速率,维持高分酸性水中氨质量浓度2000~4000ppm。
350℃恒温结束后,将加氢精制和加氢裂化反应器入口温度降低至310℃,开始引入原料油,起始引入量为设计加工负荷的30%。待原料油润湿整个床层后,原料油进料量调整至设计加工负荷的100%。随后,继续以4℃/h的速度平稳提升精制与裂化反应器入口温度。调整反应系统操作条件如表3,进行2000h稳定性试验。
表1低氮油及原料油性质
表2工业催化剂
工业剂 |
FF-36 |
FC-76 |
物化性质 |
|
|
孔径/nm |
2~12nm |
3~9nm |
孔容/mL·g-1 |
≥0.28 |
≥0.30 |
比表面积/m2·g-1 |
≥180 |
≥320 |
形状 |
齿球 |
齿球 |
装填堆比,g/cm3 |
0.79 |
0.78 |
表3评价条件
高分压力,MPa |
17.0 |
精制剂液时体积空速,h-1 |
1.0 |
裂化剂液时体积空速,h-1 |
1.0 |
>365℃尾油收率,% |
~70 |
加氢精制/加氢裂化反应器入口氢油体积比 |
1000:1/1200:1 |
运行时间,h |
2000 |
表4实施例试验结果
表5对比例试验结果
从上述实施例及对比例可以看出,在控制相同>365℃尾油收率的条件下,通过本发明的开工方法不仅催化剂失活速率慢,而且氢耗低,重石脑油芳潜高。