本发明公开了一种加氢裂化工艺的催化剂硫化方法,包括:(1)正常运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置;(2)加氢裂化工艺装置包括加氢裂化反应器,和可选择的加氢裂化预精制反应器;(3)调整稳定运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置中循环氢脱硫化氢装置的脱硫率;(4)将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置排出的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,对加氢裂化装置进行硫化操作;(5)按正常加氢裂化装置干法硫化条件进行硫化,直至结束。本发明方法可以提高硫化效率、减少硫化剂消耗。
1.一种加氢裂化工艺的催化剂硫化方法,其特征在于包括如下内容:(1)蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置正常运转;(2)加氢裂化工艺装置包括加氢裂化反应器,和可选择的加氢裂化预精制反应器,加氢裂化预精制反应器装填氧化态加氢裂化预精制催化剂,加氢裂化反应器装填氧化态加氢裂化催化剂;(3)加氢裂化工艺装置进行气体置换、催化剂干燥、装置气密操作;(4)调整稳定运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置中循环氢脱硫化氢装置的脱硫率;(5)将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置排出的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,对加氢裂化装置进行硫化操作;(6)加氢裂化装置的硫化过程包括:在200°C~230°C下恒温5h~16h,H₂S的浓度控制为500μL/L~8000μL/L;在260°C~300°C下恒温5h~16h小时,H₂S的浓度控制为5000μL/L~18000μL/L;在350°C~380°C下恒温6h~20h,H₂S的浓度在8000μL/L~20000μL/L,硫化结束;(7)硫化结束后,加氢裂化装置进行自身循环氢循环操作,调整床层至反应温度,进行钝化,切换原料油进行加氢裂化反应。
2.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(1)中的稳定运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置,是炼油企业中稳定生产运转的高压装置,压力等级与加氢裂化装置相同,压力为10~25MPa。
3.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(2)中的加氢裂化装置包括加氢裂化预精制反应系统和加氢裂化反应系统,或者仅包括加氢裂化反应系统。
4.按照权利要求1或3所述的方法,其特征在于:步骤(2)中加氢裂化工艺流程包括一段串联加氢裂化工艺、单段双剂加氢裂化工艺、两段加氢裂化工艺或单段加氢裂化工艺。
5.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的进料硫质量含量为1%以上。
6.按照权利要求5所述的方法,其特征在于:蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的进料硫质量含量为2%~5%。
7.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(2)加氢裂化预精制催化剂和加氢裂化催化剂以耐熔多孔氧化物为载体,加氢裂化预精制催化剂和加氢裂化催化剂的加氢活性组分为W、Mo、Ni和Co中的一种或几种,以氧化物计加氢活性组分含量为3wt%~50wt%。
8.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(4)的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置,采用调节循环氢脱硫化氢装置吸收剂用量的方式进行调节。
9.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(5)的将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,即开始联合装置气体循环,加氢裂化装置的循环氢脱硫化氢装置开启,使进入蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的气体中的硫化氢含量满足蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的要求。
10.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(6)加氢裂化工艺装置的硫化过程中,在加氢裂化装置130°C~180°C期间,停止蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢系统,调整循环氢脱硫化氢装置脱硫率,将蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的循环氢引入加氢裂化工艺装置进行开工,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层,之后调整蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度。
11.按照权利要求1所述的方法,其特征在于:步骤(6)加氢裂化工艺装置的硫化过程中的升温速度为1°C/h~30°C/h。技术领域
本发明涉及一种加氢裂化工艺催化剂硫化方法,特别是对于包括高压加氢裂化工艺装置和加氢处理工艺联合装置的加氢裂化工艺硫化方法。技术背景由于原油产量增长缓慢且日趋重质化,而当今世界对清洁油品需求量不断增加,且产品质量要求也越来越严格。石油馏分加氢技术是当前生产清洁油品的主要技术,其中加氢催化剂的制备技术是加氢技术的关键。制备的加氢催化剂的活性金属组分为氧化态,氧化态催化剂在工业使用前,其活性金属需转化为硫化态才具有较高的催化活性。因此,催化剂的硫化对催化剂的性能具有重要影响,是催化剂应用前的重要处理步骤。催化剂的预硫化方法按载硫的方式可分为器内预硫化和器外预硫化。迄今为止,国内外大多数炼油厂仍采用器内预硫化方式,即新鲜或再生催化剂装填进反应器后引入硫化剂进行硫化,或者在催化剂中负载硫化剂,在反应器内进行硫化反应。根据硫化剂的状态不同,器内预硫化方式又可分为湿法硫化和干法硫化。湿法硫化也称液相硫化,是在氢气存在下,先将液体硫化剂溶于轻馏分油中形成硫化油,然后输入反应器内与加氢催化剂接触进行硫化反应。干法硫化也称气相硫化,是指催化剂在氢气的存在下,直接与一定浓度的硫化剂接触而进行硫化。加氢裂化技术如一段串联加氢裂化技术、单段双剂加氢裂化技术、两段加氢裂化技术等。加氢裂化技术优选采用干法硫化,以避免在高温硫化阶段的硫化油的裂化反应。加氢处理技术(包括蜡油加氢处理、渣油加氢处理等、柴油加氢处理等)即可以采用干法硫化,也可以采用湿法硫化。USP4725571公开一种催化剂湿法硫化的方法,该方法通过采用在硫化油中加入两种硫化剂,来完成催化剂的预硫化。CN101003749提供了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。将氧化态加氢裂化催化剂装入反应器;通氮气置换反应器中及反应器管线中的空气,反应系统提升压力至加氢裂化反应所需压力;气流稳定后切换氢气,氢气流量稳定后再提升催化剂床层的温度至所需催化剂还原温度,恒温,将床层温度调整至加氢裂化反应所需温度,将氢气调至加氢裂化反应所需流量;切入反应烃原料。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。CN01106022.0公开了一种重质油加氢处理催化剂的硫化方法,其特点是将固态的无机硫化物与加氢脱金属催化剂混合均匀,然后通过采用将低温下干法硫化与高温下湿法硫化方法相结合的手段,减少了硫化油的用量,降低了硫化成本,且硫化剂上硫率好,充分发挥了催化剂的性能。现代炼油企业中,一般包括多套加氢装置,一般包括蜡油加氢处理、加氢裂化、渣油加氢处理、柴油加氢精制、汽油加氢改质、航煤加氢精制、润滑油基础油加氢精制、石蜡加氢精制等,并且对于大型炼油企业,某一类型的加氢装置一般也包括多套,加氢装置已成为炼油企业中数量最多的加工装置。不同加氢装置的目的虽有所不同,但脱硫反应是众多加氢装置中存在的共同反应,随着原料高硫化的发展,以及清洁燃料低硫化的要求,脱硫反应成为加氢装置的重要功能之一,某些加氢装置的主要目的就是加氢脱硫,如蜡油加氢处理装置、渣油加氢处理装置等。现有技术加氢催化剂硫化过程仅针对某一套加氢装置,没有考虑多套加氢装置的联合操作。
发明内容
针对现有技术的不足,本发明提供一种加氢裂化工艺所应用的催化剂的硫化方法,结合加氢处理装置进行催化剂硫化开工,提高硫化效率、减少硫化剂消耗。本发明加氢裂化工艺的催化剂硫化方法包括如下内容:(1)蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置正常运转;(2)加氢裂化工艺装置包括加氢裂化反应器,和可选择的加氢裂化预精制反应器,加氢裂化预精制反应器装填氧化态加氢裂化预精制催化剂,加氢裂化反应器装填氧化态加氢裂化催化剂;(3)加氢裂化工艺装置进行气体置换、催化剂干燥、装置气密等操作;(4)调整稳定运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置中循环氢脱硫化氢装置的脱硫率;(5)将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置排出的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,对加氢裂化装置进行硫化操作;(6)加氢裂化装置的硫化过程包括:在200°C~230°C下恒温5h~16h,H₂S的浓度控制为500μL/L~8000μL/L;在260°C~300°C下恒温5h~16h小时,H₂S的浓度控制为5000μL/L~18000μL/L;在350°C~380°C下恒温6h~20h,H₂S的浓度在8000μL/L~20000μL/L,硫化结束;(7)硫化结束后,加氢裂化装置进行自身循环氢循环操作,调整床层至反应温度,进行钝化,切换原料油进行加氢裂化反应。本发明方法中,步骤(1)所述的稳定运转的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置,一般是炼油企业中稳定生产运转的高压装置,压力等级与加氢裂化装置相同,一般为10~25MPa。蜡油加氢处理或渣油加氢处理装置的操作条件按正常操作进行,仅需按加氢裂化装置开工硫化时所需硫化氢的浓度控制循环氢脱硫化氢装置的脱硫率。本发明方法中,步骤(2)所述的加氢裂化装置一般包括加氢裂化预精制反应系统和加氢裂化反应系统,也可以仅包括加氢裂化反应系统(一般为单段加氢裂化工艺,不使用加氢裂化预精制反应系统),具体工艺流程可以包括一段串联加氢裂化工艺、单段双剂加氢裂化工艺、两段加氢裂化工艺、单段加氢裂化工艺等具体形式。本发明方法中,步骤(2)加氢裂化预精制催化剂和加氢裂化催化剂一般以耐熔多孔氧化物为载体,如氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化钛、分子筛、以及几种元素的复合氧化物或混合氧化物载体等。加氢裂化预精制催化剂一般使用无酸性或弱酸性的材料为载体,如氧化铝、氧化硅、无定型硅铝等,负载加氢活性金属组分。加氢裂化催化剂使用酸性材料为载体,如无定型硅铝、分子筛等,同时负载加氢活性组分。加氢裂化预精制催化剂和加氢裂化催化剂的加氢活性组分为W、Mo、Ni和Co中的一种或几种,以氧化物计加氢活性组分含量一般为3wt%~50wt%。加氢裂化预精制催化剂和加氢裂化催化剂可以按工艺流程的需要选择适宜的商品催化剂,也可以按现有方法制备,也可以是失活催化剂经过再生后的再生催化剂。本发明方法中,步骤(3)所述的气体置换、装置气密等操作为本领域技术人员所熟知的开工方法。本发明方法中,步骤(4)所述的蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置,可以按本领域技术人员熟知的方法调节脱硫化氢效率,以满足加氢裂化装置硫化所需要的硫化氢用量,一般采用调节循环氢脱硫化氢装置吸收剂用量的方式进行调节。蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的进料硫含量一般为1%(质量)以上,优选为2%~5%。本发明方法中,步骤(5)所述的将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,即开始联合装置气体循环,加氢裂化装置的循环氢脱硫化氢装置开启,使进入蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的气体中的硫化氢含量满足蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的要求,一般为500μL/L以下。本发明方法中,步骤(6)加氢裂化工艺装置的硫化过程一般如下:在加氢裂化装置130°C~180°C期间,停止蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢系统,调整循环氢脱硫化氢装置脱硫率,将蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的循环氢引入加氢裂化工艺装置进行开工,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以1°C/h~30°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至200°C~230°C,恒温5h~16h小时,然后以1°C/h~30°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至260°C~300°C,恒温5h~16h小时,以1°C/h~30°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至350°C~380°C,恒温6h~20h小时。加氢裂化装置开工时循环氢中硫化氢的浓度指加氢裂化装置高压分离器处中的循环氢气中H₂S的浓度。本发明方法中,步骤(7)所述的加氢裂化工艺装置硫化结束后,调整到正常的工作流程,按本领域技术人员熟知的方法调整操作条件,进行钝化,切换原料油。本发明方法将蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的循环氢,作为加氢裂化工艺装置的含硫化剂的硫化循环氢的硫化方法,具有如下优点:1、本发明提供的氧化态加氢裂化预精制催化剂和氧化态加氢裂化催化剂的硫化方法,可以保证较高的硫化效果。2、本发明提供的方法,只要对现有设备进行简单的改造,就可以达到要求,减少硫化投资,同时避免人工注入硫化剂对人体的毒害,简便开工操作,有着可观的经济效益和社会效益。3、减少硫化油的使用量,减少了硫化油与加氢裂化催化剂接触引起的裂解损失,同时减少硫化污油的处理。4、由于该方法中,采用将蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的脱硫装置的产出气体,引入加氢裂化装置,形成联合装置气体循环,并用控制蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置的处理能力,来提供加氢裂化工艺装置在硫化过程硫化剂,有效地利用蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的脱硫装置产出气体中的硫化氢。5、采用本发明提供的加氢裂化工艺的硫化开工方法,其工艺简单,操作便捷,安全性好,环境友好,且具有较高的催化活性。
附图说明
图1是本发明加氢裂化工艺催化剂硫化方法流程示意图。其中:1-渣油加氢处理装置,2-渣油加氢处理装置反应产物气液分离器,3-渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置,4-加氢裂化装置,5-加氢裂化装置反应产物气液分离器,6-加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置。
具体实施方式
本发明方法中,采用蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的含硫化氢气体,引入加氢裂化装置,即联合装置气体循环,加氢裂化装置的循环氢脱硫化氢装置开启,使进入蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的气体中的硫化氢含量满足蜡油加氢处理装置或渣油加氢处理装置的要求。催化剂床层温度达到95~180°C时,引蜡油加氢处理装置或者渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的含硫化氢气体进入反应器。下面结合附图进一步说明本发明具体方法与效果。如图1所示,在加氢裂化装置硫化过程中,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,进行一定量的脱硫化氢,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。本发明中实施例中所采用的氧化态加氢预精制催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的FF-36,氧化态加氢裂化催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的FC-32。FF-36催化剂以氧化铝为载体,以Mo-Ni为活性组分。FC-32催化剂以改性Y型分子筛为裂化组分,以W-Ni为活性金属组分。各实施例中,FF-36使用量为90克,FC-32使用量为60克。其中未指明基准的百分比为重量百分比。同时本发明实施例中所用的原料油性质见表1。表1原料油主要性质xa0xa0原料油
xa0xa0伊朗VGO
xa0xa0密度(20°C),g.cm^-3
xa0xa00.9168
xa0xa0馏程(IBP/EBP),°C
xa0xa0336/542
xa0xa0碳/氢,%
xa0xa086.44/12.76
xa0xa0硫,%
xa0xa01.59
xa0xa0氮,μg.g^-1
xa0xa01681
xa0xa0质谱组成,%

xa0xa0链烷烃
xa0xa021.5
xa0xa0环烷烃
xa0xa032.4
xa0xa0总芳烃
xa0xa042.1
xa0xa0BMCI值
xa0xa047.7
本发明实施例中所用催化剂工艺评价条件见表2。表2催化剂工艺评价条件xa0xa0原料油
xa0xa0伊朗VGO
xa0xa0催化剂(精制/裂化)
xa0xa0FF-36/FC-32
xa0xa0反应总压,MPa
xa0xa014.7
xa0xa0氢油体积比(精制/裂化)
xa0xa01000/1200
xa0xa0体积空速(精制/裂化),h^-1
xa0xa01.00/1.37
xa0xa0反应温度(精制段),°C
xa0xa0380
对比例FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为170°C,开始注入硫化剂后,氢油体积比为1000。开始以3°C/h升温至230°C,并待硫化剂穿透各催化剂床层后恒温6小时。结束恒温后,硫化氢和循环氢气混合气继续以3°C/h升温至290°C,恒温6小时。恒温结束,继续以4°C/h升温至370°C,恒温6小时。恒温结束,按操作切换原料油。切换原料后升至380°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例1稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为160°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至230°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温10h小时;然后以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至290°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温10h小时;以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至370°C,H₂S的浓度控制为15000μL/L,恒温10h小时。调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例2稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为180°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至220°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温12h小时;然后以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至290°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温12h小时;以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至380°C,H₂S的浓度控制为16000μL/L,恒温8h小时。硫化结束后,调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例3稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为180°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以2°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至230°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温8h小时;然后以2°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至280°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温8h小时;以2°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至360°C,H₂S的浓度控制为15000μL/L,恒温10h小时。调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例4稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为160°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至220°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温8h小时;然后以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至280°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温8h小时;以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至370°C,H₂S的浓度控制为15000μL/L,恒温10h小时。调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例5稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为170°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以2°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至230°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温10h小时;然后以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至290°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温10h小时;以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至370°C,H₂S的浓度控制为15000μL/L,恒温10h小时。调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。实施例6稳定运转渣油处理装置,循环氢气和渣油原料混合后,经过渣油加氢处理装置1,进入渣油加氢处理装置反应产物气液分离器2,进行气和生成油分离,气体经过渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,返回到渣油加氢处理装置1。同时,FF-36和FC-32分别装入各自的反应器内,经过干燥,在进行气密。气密合格后,氢分压调整为14.0MPa,温度调整为180°C。此时,调整渣油加氢处理装置循环氢脱硫化氢装置3,含硫化氢的循环氢气引入加氢裂化装置4,进行硫化,再经过加氢裂化装置反应产物气液分离器5,进入加氢裂化装置循环氢脱硫化氢装置6,进行脱硫化氢处理,返回到渣油加氢处理装置1。建立渣油加氢处理装置和加氢裂化装置联合的循环氢气系统。待流程打通后,并确认H₂S穿透加氢裂化工艺反应器催化剂床层。之后调整渣油加氢处理装置的循环氢脱硫化氢装置的脱硫化氢能力,达到加氢裂化装置硫化过程所需的硫化氢浓度,以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至230°C,H₂S的浓度控制为5000μL/L,恒温9h小时;然后以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至290°C,H₂S的浓度控制为10000μL/L,恒温10h小时;以3°C/h的速度将加氢裂化工艺反应器各床层升至370°C,H₂S的浓度控制为15000μL/L,恒温12h小时。调整温度,进行钝化,引入原料油。引入原料后反应温度调整至350°C运转48小时,进行采成品油样分析,催化剂活性结果见表3。表3控制<360°C转化率为70v%加氢裂化催化剂活性比较ntent="drawing" img-format="tif" inline="no" orientation="portrait" wi="700"/>由表2的结果可以看出,采用本发明提供的硫化开工方法,其催化剂活性也好于常规加氢催化剂硫化开工方法。但由于本发明方法仅需对现有设备进行改造,就可以达到要求,同时减少硫化装置的投资和硫化剂的购买使用,避免人工注入硫化剂对人体的毒害,简便开工操作,并且最大限度的使用炼油副产物,有着可观的经济效益和社会效益。