一種生產超低硫汽油的組合方法
【專利摘要】一種生產超低硫汽油的組合方法，汽油原料分餾成輕餾分汽油和重餾分汽油，輕餾分汽油進入堿抽提單元，重餾分汽油在第一加氫反應器與選擇性加氫脫硫催化劑接觸進行反應，經中間氣提塔氣提后進入第二加氫反應器與廢渣油加氫催化劑接觸進行反應，精制輕餾分汽油與加氫重餾分汽油混合后得到超低硫汽油餾分。本發明能加工高烯烴含量的催化裂化汽油，所得全餾分汽油產品總硫含量小于10μg/g，且相比全餾分汽油原料而言，辛烷值損失小，RON損失小于1.5個單位。
【專利說明】一種生產超低硫汽油的組合方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及一種降低汽油硫含量的方法，為不存在氫氣的情況下脫除硫和在氫氣存在下精制烴油兩個過程的組合方法。
【背景技術】
[0002]隨著人類環境保護意識的增強，汽車尾氣中有害物質對大氣環境的污染越來越引起人們的重視，世界各國對車用汽油的組成均提出了日趨嚴格的限制，尤其是硫含量。歐盟已于2009年開始實施歐V排放標準，要求汽油硫含量小于IOii g/g，還計劃在2014年左右實行更為嚴格的歐VI標準。美國加州第二、三階段汽油標準中分別規定汽油中硫含量不高于30ii g/g、15ii g/g。中國在2009年底開始實施硫含量不大于150ii g/g的國III汽油標準(GB 17930-2006)，并將于2013年底開始實施國IV汽油標準(GB17930-2011)，要求汽油硫含量不大于50 y g/g，未來國V汽油標準則可能會限制汽油硫含量不大于IOy g/g。
[0003]中國成品汽油中90%以上的硫來自催化裂化汽油(FCC汽油)，因此，降低FCC汽油的硫含量是降低成品汽油硫含量的關鍵所在。
[0004]降低FCC汽油的硫含量通?？刹捎么呋鸦霞託涮幚怼⒋呋鸦图託涮幚韮煞N技術方案。催化裂化原料加氫處理裝置需要在溫度和壓力均很苛刻的條件下操作，而且處理量大，氫耗大，裝置投資和運行成本較高。如果僅應用催化裂化原料加氫處理可以使部分企業的FCC汽油硫含量達到500ii g/g以下或150ii g/g以下。但如果要進一步降低FCC汽油的硫含量，使之滿足歐IV、歐V排放標準對汽油硫含量的限制，就仍需要對FCC汽油進行加氫脫硫。
[0005]當采用傳統的催化劑和工藝對FCC汽油進行加氫脫硫時，會由于烯烴大幅度加氫飽和而使汽油的辛烷值損失很大。催化裂化汽油選擇性加氫脫硫技術是在催化裂化汽油加氫脫硫的同時通過盡可能減少烯烴加氫飽和而降低辛烷值損失的技術，是被國內外廣泛開發、應用的技術。
[0006]現有技術中有關催化裂化汽油選擇性加氫脫硫的方法很多，但多數都難以實現產品硫含量小于10 u g/g,或者在產品硫含量小于10 u g/g時辛烷值的損失較大。
[0007]EP0940464提出了一種催化裂化汽油脫硫的工藝方法。該方法將催化裂化汽油切割成輕、中、重三種不同的餾分。重餾分在第一床層加氫脫硫，其反應產物與中間餾分在第一床層出口處混合后，進入第二床層進行加氫脫硫。但該方法加氫過程烯烴飽和率太高，辛烷值損失過大，且經過該專利處理后的汽油產品硫含量無法小于IOu g/g。
[0008]US5906730提出了一種FCC汽油分段脫硫的方法。第一段保持脫硫率60~90%，工藝條件為:溫度200~350°C，壓力5~30kg/cm2，液時空速2~lOh—1，氫油體積比89~534，H2S濃度控制小于0.1體積％。第二段控制脫硫率60、0%，工藝條件為:溫度200~300°C，壓力5~15kg/cm2，液時空速2~IOtT1，氫油體積比178~534，H2S濃度控制小于0.05體積％。如果第二段脫硫仍然達不到預期目的，將二段脫硫出口流出物繼續脫硫，其工藝條件與二段脫硫工藝條件相同。其實施例表明，采用該方法加氫處理餾程80~220°C、硫含量220 u g/g、烯烴體積分數32%的催化裂化汽油餾分，產品硫含量為8 y g/g時，辛烷值RON損失2.6。如果采用該方法加工高硫、高烯烴含量的催化裂化汽油，辛烷值損失將很大。
[0009]CN1465668A提出了一種生產低硫汽油的方法，將汽油原料切割為輕、重餾分，輕餾分經堿精制脫硫醇，重餾分和氫氣一起與加氫脫硫催化劑接觸，進行選擇性加氫脫硫反應，加氫后的汽油餾分進行加氫或非加氫脫硫醇，將脫硫后的輕、重餾分混合得到汽油產品。該方法能生產硫含量低于200 u g/g的汽油，抗爆指數((RON + MON)/2)損失小于2個單位。該方法的脫硫深度不夠，無法得到硫含量小于IOy g/g的汽油。
[0010]CN1478866A提出了一種汽油脫硫的方法，將汽油原料切割為輕汽油餾分、重汽油餾分；重汽油餾分和氫氣一起與加氫脫硫催化劑接觸，進行選擇性加氫脫硫反應，反應流出物經過高壓分離器分離出氣相后，剩余的液相與新氫混合后再與加氫脫硫醇催化劑接觸，流出物依次進入高壓分離器、穩定塔得到合格產品；從高壓分離器分離出的富氫氣流經循環壓縮機升壓后返回加氫處理反應器循環使用。該方法的主要目的是生產硫醇硫小于10 u g/g的汽油，不能使產品總硫含量小于IOii g/g。
[0011]CN101619234A公開了一種輕質汽油生產低硫汽油的方法。該工藝采用兩段加氫技術:第一段采用一種選擇性加氫脫硫催化劑對汽油原料進行選擇性加氫脫硫，反應產物再進入第二段反應器與加氫脫硫醇催化劑接觸，反應后得到清潔汽油產品。其中所用的選擇性加氫脫硫催化劑以氧化鋁為載體，以鑰和鈷為活性組分，同時含有助劑鉀和磷。所用的加氫脫硫醇催化劑以銅和鋅為主要組分。該方法可以生產硫含量小于10 u g/g、硫醇硫含量小于5.0 ii g/g的汽油，辛烷值RON損失低于2.0個單位。其缺點是，該方法僅適用于對硫含量低于700 u g/g的汽油進行加氫脫硫、脫硫醇反應。
【發明內容】

[0012]在現有技術的基礎上，本發明提供一種生產硫含量小于IOy g/g的超低硫汽油的
組合方法。
[0013]本發明提供的技術方案包括下列步驟:
[0014](I)汽油原料分餾成輕餾分汽油和重餾分汽油，其中輕餾分汽油和重餾分汽油的切割點為50。。~70。。；
[0015](2)輕餾分汽油進入堿抽提單元，經堿洗精制脫除其中的硫醇硫，得到精制輕餾分汽油；
[0016](3)重餾分汽油和氫氣一起，進入第一加氫反應器與選擇性加氫脫硫催化劑接觸進行反應，第一加氫反應器的反應流出物進入中間氣提塔進行氣提，中間氣提塔所得液相物流和氫氣一起進入第二加氫反應器，與廢渣油加氫催化劑接觸進行反應，第二加氫反應器的反應溫度低于第一加氫反應器的反應溫度，
[0017](4)第二加氫反應器的反應流出物進行冷卻、分離，分離出的液相物流進入穩定塔，穩定塔底流出物為加氫重餾分汽油，
[0018](5)步驟(2)所得的精制輕餾分汽油與步驟(4)所得的加氫重餾分汽油混合，得到超低硫汽油餾分。
[0019]在步驟(1)中，汽油原料在50~70°C下切割為輕餾分汽油和重餾分汽油。輕餾分汽油中含有較大部分烯烴和較小部分硫化物且全部為非噻吩類硫化物，重餾分汽油中含有較大部分硫化物和較小部分烯烴，其中輕餾分汽油和重餾分汽油的收率分別為汽油原料的
25重％~35重％和65重％~75重％。
[0020]步驟(1)所得的輕餾分汽油進入堿抽提單元，經堿洗精制脫除其中的硫醇硫，得到精制輕餾分汽油。
[0021]在步驟(3)中，步驟(1)所得的重餾分汽油與氫氣混合后進行兩段式選擇性加氫脫硫。重餾分汽油與氫氣混合后首先進入第一加氫反應器，與選擇性加氫脫硫催化劑接觸，在氫分壓1.0~4.0MPa、反應溫度200~400°C、體積空速2~8h_\氫油體積比200~1000NmVm3的反應條件下進行選擇性加氫脫硫反應。
[0022]第一加氫反應器流出物進入中間氣提塔，在氣提作用下分離出氣相物流和液相物流，氣相物流為含有硫化氫的富氫氣體，其經過脫硫化氫后循環使用；液相物流與脫硫化氫后的循環氫混合進入第二反應器，與廢渣油加氫催化劑接觸，在氫分壓1.0~4.0MPa、反應溫度200~400°C、體積空速2~8h_\氫油體積比200~1000NmVm3的反應條件下，脫除殘余的非硫醇性硫化物的同時脫除第一段加氫所產生的再生性硫醇。所述中間氣提塔的氣提介質為氫氣，優選新鮮氫氣，中間氣提塔的操作條件為:壓力1.0~4.0MPa。所述第二加氫反應器的反應溫度比第一加氫反應器的反應溫度低5~50°C。
[0023]此外，本發明可以通過調節輕、重餾分切割點和/或兩個加氫反應器的工藝條件，從而實現生產低超硫汽油并控制辛烷值損失最小的目標。
[0024]所述的汽油原料選自催化裂化汽油、催化裂解汽油、直餾汽油、焦化汽油、裂解汽油和熱裂化汽油中的一種或 幾種，上述汽油的終餾點氺220°C，優選為催化裂化汽油。
[0025]所述第一加氫反應器中的選擇性加氫脫硫催化劑為一種負載在氧化鋁和/或硅鋁載體上的第VIB族非貴金屬和/或第VIII族非貴金屬催化劑。優選的所述的選擇性脫硫催化劑中第VIB族非貴金屬選自鑰和/或鎢，第VIII族非貴金屬選自鈷和/或鎳，以氧化物計并以催化劑總重量為基準，此選擇性加氫脫硫催化劑含有5.0重％~20重％的鑰和/或鎢，2.0重％~10.0重％的鎳和/或鈷。
[0026]優選的此選擇性加氫脫硫催化劑的制備方法如下:將水合氧化鋁與助劑混合成型、干燥、再于空氣下焙燒2~6小時，制得載體。將載體浸入配制好的含鈷和/或鎳化合物、鑰和/或鎢化合物的水溶液I~4小時后，干燥，在300~550°C下焙燒I~3小時即得到催化劑產品。
[0027]所述鈷、鑰、鎳和鎢的化合物水溶液可以按常規方法制備。鈷、鑰、鎳和鎢的化合物分別選自它們的可溶性化合物中的一種或幾種。其中鑰的化合物優選鑰酸銨，鈷的化合物優選硝酸鈷、氯化鈷、堿式碳酸鈷一種或幾種。鎳和鎢的化合物分別優選為硝酸鎳、氯化鎳、堿式碳酸鎳、鎢酸銨、偏鎢酸銨、乙基偏鎢酸銨、偏鎢酸鎳中的中的一種或幾種。
[0028]所述水合氧化鋁優選假一水軟鋁石或擬薄水鋁石。
[0029]所述第二加氫反應器中的廢渣油加氫催化劑為來自于渣油加氫過程使用后的渣油加氫催化劑，廢渣油加氫催化劑裝填入第二加氫反應器后，不需再生也不必進行預硫化。
[0030]渣油加氫催化劑需要有一定比例的中孔到大孔和較高的孔容，以滿足渣油中高粘度的大分子能夠到達催化劑的活性表面，同時又能容納大量的金屬和焦炭。在反應過程中，由于金屬和焦炭在催化劑上的沉積而逐漸覆蓋了催化劑的活性中心并使其孔道變窄，造成催化劑反應活性的損失。當渣油加氫催化劑的活性降到渣油加氫產品不能滿足煉廠要求時，就將被卸出。渣油加氫催化劑的失活主要是金屬沉積造成的，是不可逆的，不能通過再生的方式使催化劑重復利用。因此，卸出的渣油加氫催化劑通常只能進行廢棄處理。
[0031]但是，由于汽油加氫脫硫一般是在氣相反應的條件下進行的，變窄的催化劑孔道仍能滿足汽油加氫脫硫反應的需要。并且，廢渣油加氫催化劑尚殘留有一定加氫活性，與新鮮催化劑相比，殘留的活性大約是新鮮催化劑的10~40%。廢渣油加氫催化劑通常含有重金屬N1、V、Fe和焦炭，催化劑的孔容和比表面積大幅度降低，催化劑上沉積的金屬都以硫化物狀態存在，如V3S4、Ni3S2等。而沉積在催化劑上的V3S4不僅使催化劑孔結構發生變化，而且它本身也具有一定的加氫催化活性。本發明的發明人通過實驗發現廢渣油加氫催化劑在加工汽油餾分時能表現出更高的脫硫活性相對于烯烴加氫飽和活性的選擇性。分析原因是由于汽油過程中加氫脫硫反應和烯烴加氫飽和反應是在兩種不同的活性中心上進行的，廢渣油加氫催化劑上的積炭更多地覆蓋了烯烴加氫活性中心，加氫脫硫活性中心卻相對更多的保留，因此使催化劑表現出了較高的脫硫選擇性。本發明提供的方法，在第二加氫反應器中利用廢渣油加氫催化劑的加氫脫硫活性，并利用其由于積炭失活而具有的較高的脫硫選擇性。所述的廢洛油加氫催化劑催化劑的孔容為0.1~0.5mL/g,比表面積為10~IOOm2/g，以廢渣油加氫催化劑為基準，所述廢渣油加氫催化劑上沉積的金屬總量為I~50重％，沉積的焦炭為5~30重％，沉積的金屬包括釩、鎳和/或鐵。
[0032]所述渣油加氫催化劑的為負載在氧化鋁載體上的第VIB族非貴金屬和/或第VIII族非貴金屬催化劑。本發明所述的渣油加氫催化劑，其中第VIB族非貴金屬優選為鑰，第VIII族非貴金屬優選為鈷，以氧化物計并以催化劑總重量為基準，含有8.0重％~30重％的鑰，1.0重％~10.0重％的鈷。
[0033]本發明的優點:
[0034]1、本發明能加工我國高烯烴含量的催化裂化汽油，所得全餾分汽油產品總硫含量小于IOii g/g，且相 比全餾分汽油原料而言，辛烷值損失小，RON損失小于1.5個單位。
[0035]2、通過運用兩個反應器間的氣提塔，可以使進入第二反應器的反應進料中不含硫化氫，其與經脫硫化氫處理后的循環氫氣混合進行再次選擇性加氫脫硫后得到的產品不易生成再生性硫醇硫，所以更容易實現總硫含量小于IOy g/g的目標。
[0036]3、在第二加氫反應器中使用廢渣油加氫催化劑，不但可以利用其對汽油餾分的加氫脫硫活性和脫硫選擇性，而且能夠實現渣油加氫脫硫催化劑的二次利用，節省企業成本，并具有環保意義。
[0037]4、第二加氫反應器出口物流的總硫含量和硫醇硫含量均已小于IOii g/g，無需對其進行進一步的氧化脫硫醇過程，減少了廢堿液排放，使生產過程更環保。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0038]附圖是本發明提供的生產超低硫汽油方法的流程示意圖。
【具體實施方式】
[0039]下面結合附圖對本發明所提供的方法作進一步的說明。
[0040]本發明提供的生產超低硫汽油的組合方法詳細描述如下:來自管線I的全餾分汽油原料進入分餾塔2，經分餾后得到輕餾分汽油和重餾分汽油。輕汽油餾分經管線3引出，送入堿抽提單元4進行堿洗精制脫硫醇，所得的精制輕餾分汽油由管線5送去產品罐。重餾分汽油由管線6引出，經原料泵7升壓后與來自管線34的氫氣混合后經管線8進入換熱器9，與來自管線23的物料換熱后經管線10進入加熱爐11提溫，而后經管線12進入第一加氫反應器13，進行選擇性加氫脫硫反應。第一加氫反應器13的流出物經管線14進入中間汽提塔15，在來自管線16的新鮮氫氣的氣提作用下脫除液相中的硫化氫等雜質，含有硫化氫的氣相物流經管線17送入循環氫脫硫化氫塔31 ;不含硫化氫的液相物流則由管線18進入換熱器19，與來自管線22的第二加氫反應器21流出物進行換熱后，經管線20送入第二加氫反應器21。第二加氫反應器的流出物經管線22送出，依次經換熱器19、管線23、換熱器9換熱后由管線24進入高壓分離器25。在高壓分離器25進行汽液分離后，頂部的富氫氣流由管線30進入循環氫脫硫化氫塔31，從塔頂出來的氫氣由管線32進入循環氫壓縮機33，經循環氫壓縮機增壓后，一路經管線34與原料泵7出口物料混合，一路經管線35與來自管線20的物流混合進入第二加氫反應器21。從高壓分離器25下部得到的物流經管線26進入穩定塔27，塔頂的輕烴氣體由管線28抽出，塔底產物經管線29送去產品罐。
[0041]下面的實施例將對本發明提供的方法予以進一步的說明，但并不因此而限制本發明。
[0042]對比例I所用的選擇性加氫脫硫催化劑的商品牌號為RSDS-1，為中國石化催化劑
分公司生產。
[0043]實施例1中第一加氫反應器所用的選擇性加氫脫硫催化劑為催化劑C，第二加氫反應器所用的廢渣油加氫 催化劑是商品牌號為RMS-1的催化劑的廢劑。商品牌號為RMS-1的渣油加氫催化劑由中國石化催化劑分公司生產。所用廢RMS-1已在一個固定床渣油加氫裝置中運轉了近10000小時，其主要性質列于表1。
[0044]催化劑C的載體為氧化鋁，活性金屬組成為:氧化鑰13.0重％，氧化鈷3.8重％。
[0045]對比例I
[0046]以一種催化裂化汽油Fl為原料油，其性質如表2所示。以68°C為切割點將原料油Fl切割為輕、重兩段餾分，所得輕餾分與重餾分分別占原料的35.0重％和65.0重％。輕餾分經堿精制脫硫醇，重餾分與氫氣混合后進入固定床反應器與催化劑RSDS-1接觸進行選擇性加氫脫硫反應。脫硫醇后輕餾分和加氫后重餾分調和得到全餾分汽油產品。加氫工藝條件及全餾分汽油產品的性質列于表3。由表3可以看出，即使反應溫度高達330°C，全餾分產品的硫含量(25 u g/g)仍無法小于10 u g/g,且RON損失高達7.5個單位。并且全餾分產品的硫醇硫含量為16 y g/g，需要再對其進行氧化脫硫醇處理才可使其滿足硫醇硫< 10 u g/g的汽油出廠要求，但氧化脫硫醇后產品總硫仍無法小于IOy g/g。
[0047]實施例1
[0048]實施例1采用與對比例I相同的原料油F1，仍然以68°C為切割點將原料油Fl切割為輕、重兩段餾分，所得輕餾分與重餾分分別占原料的35.0重％和65.0重％。輕餾分經堿洗精制脫硫醇硫。重餾分與氫氣混合后首先進入第一加氫反應器與催化劑C接觸進行選擇性加氫脫硫，而后經中間氣提塔氣提脫除硫化氫后與氫氣混合進入第二加氫反應器，在廢RMS-1的作用下繼續脫硫得到精制重餾分汽油。精制后的輕餾分和重餾分混合得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器和第二加氫反應器的反應條件及全餾分產品的性質見表3。由表3可以看出全餾分產品的硫含量為6.8 ii g/g，硫醇硫含量小于3 u g/g，烯烴含量為31.0體積％，RON損失僅為1.4。
[0049]對比例2
[0050]以一種催化裂化汽油F2為原料油，其性質如表2所示。以65°C為切割點將原料油F2切割為輕、重兩段餾分，所得輕餾分與重餾分分別占原料的33.0重％和67.0重％。輕餾分經堿精制脫硫醇，重餾分與氫氣混合后進入固定床反應器與催化劑C接觸進行選擇性加氫脫硫反應。脫硫醇后輕餾分和加氫后重餾分調和得到全餾分汽油產品。加氫工藝條件及全餾分汽油產品的性質列于表4。由表4可以看出，反應溫度為320°C可使全餾分產品的硫含量為9.0 ii g/g,此時產品的烯烴含量為18.0體積％，RON損失3.0個單位。
[0051]實施例2
[0052]以一種催化裂化汽油F2為原料油，其性質如表2所示。仍然以65°C為切割點將原料油F2切割為輕、重兩段餾分，所得輕餾分與重餾分分別占原料的33.0重％和67.0重％。輕餾分經堿洗精制脫硫醇硫。重餾分與氫氣混合后首先進入第一加氫反應器與催化劑C接觸進行選擇性加氫脫硫，而后經中間氣提塔氣提脫除硫化氫后與氫氣混合進入第二加氫反應器，在廢RMS-1的作用下繼續脫硫得到精制重餾分汽油。精制后的輕餾分和重餾分混合得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器和第二加氫反應器的反應條件和全餾分產品的性質見表4。由表4可以看出，只需第一、第二加氫反應器分別米用295°C、290°C的反應溫度便可使全餾分產品的硫含量降低到8.5 ii g/g,此時硫醇硫含量為3 u g/g,烯烴含量為24.5體積％，RON損失為1.1個單位。
[0053]實施例3
[0054]以一種催化裂化汽油F3為原料油，其性質如表2所示。以60°C為切割點將原料油F3切割為輕、重兩段餾分，所得輕餾分與重餾分分別占原料的30.0重％和70.0重％。輕餾分經堿洗精制脫硫醇硫。重餾分與氫氣混合后首先進入第一加氫反應器與催化劑C接觸進行選擇性加氫脫硫，而后經中間氣提塔氣提脫除硫化氫后與氫氣混合進入第二加氫反應器，在廢RMS-1的作用下繼續脫硫得`到精制重餾分汽油。精制后的輕餾分和重餾分混合得到全餾分汽油產品。第一加氫反應器和第二加氫反應器的反應條件和全餾分產品的性質見表5。由表5可以看出全餾分產品的硫含量為3.8 ii g/g，硫醇硫含量小于3 u g/g,烯烴含量為21.5體積％，RON損失僅為0.8。
[0055]表1
[0056]
催化劑JtRMS-1

比表面積，m2/g 74
孔體積，mL/g0.15
雜質含量，重％
S9?6
~C1272
【權利要求】
1.一種生產超低硫汽油的組合方法，包括: (1)汽油原料分餾成輕餾分汽油和重餾分汽油，其中輕餾分汽油和重餾分汽油的切割點為50°C~70°C ； (2)輕餾分汽油進入堿抽提單元，經堿洗精制脫除其中的硫醇硫，得到精制輕餾分汽油； (3)重餾分汽油和氫氣一起，進入第一加氫反應器與選擇性加氫脫硫催化劑接觸進行反應，第一加氫反應器的反應流出物進入中間氣提塔進行氣提，中間氣提塔所得液相物流和氫氣一起進入第二加氫反應器，與廢渣油加氫催化劑接觸進行反應，第二加氫反應器的反應溫度低于第一加氫反應器的反應溫度， (4)第二加氫反應器的反應流出物進行冷卻、分離，分離出的液相物流進入穩定塔，穩定塔底流出物為加氫重餾分汽油， (5)步驟(2)所得的精制輕餾分汽油與步驟(4)所得的加氫重餾分汽油混合，得到超低硫汽油餾分。
2.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，第一加氫反應器和第二加氫反應器的反應條件為:氫分壓1.0~4.0MPa、反應溫度200~400°C、體積空速2~8h_\氫油體積比200 ~1000NmVm3。
3.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，中間氣提塔的氣提介質為氫氣，中間氣提塔的操作條件為:壓力1.0~4.0MPa0
4.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，第二加氫反應器的反應溫度比第一加氫反應器的反應溫度低5~50°C。
5.按照權利要求1或4所述的方法，其特征在于，選擇性加氫脫硫催化劑為一種負載在氧化鋁和/或硅鋁載體上的第VIB族非貴金屬和/或第VIII族非貴金屬催化劑。
6.按照權利要求1或4所述的方法，其特征在于，所述的選擇性脫硫催化劑中第VIB族非貴金屬選自鑰和/或鎢，第VIII族非貴金屬選自鈷和/或鎳，以氧化物計并以催化劑總重量為基準，此選擇性加氫脫硫催化劑含有5.0重％~20重％的鑰和/或鎢，2.0重％~10.0重％的鎳和/或鈷。
7.按照權利要求1所述的方法，其特征在于，所述廢渣油加氫催化劑為來自于渣油加氫過程使用后的渣油加氫催化劑，廢渣油加氫催化劑裝填入第二加氫反應器后，不需再生也不必進行預硫化。
8.按照權利要求1或7所述的方法，其特征在于，廢渣油加氫催化劑催化劑的孔容為0.1~0.5mL/g,比表面積為10~100m2/go
9.按照權利要求1或7所述的方法，其特征在于，以廢渣油加氫催化劑為基準，所述廢洛油加氫催化劑上沉積的金屬總量為I~50重％,沉積的焦炭為5~30重％。
10.按照權利要求7所述的方法，其特征在于，所述渣油加氫催化劑的為負載在氧化鋁載體上的第VIB族非貴金屬和/或第VIII族非貴金屬催化劑，其中第VIB族非貴金屬優選為鑰，第VIII族非貴金屬優選為鈷，以氧化物計并以催化劑總重量為基準，含有8.0重％~30重％的鑰，1.0重％~10.0重％的鈷。
11.按照權利要求1所述的方法，所述的汽油原料選自催化裂化汽油、催化裂解汽油、直餾汽油、焦化汽油、裂解汽油和熱裂化汽油中的一種或幾種，上述汽油的終餾點氺220°C。
【文檔編號】C10G67/10GK103695035SQ201210368058
【公開日】2014年4月2日 申請日期:2012年9月28日 優先權日:2012年9月28日
【發明者】屈錦華, 高曉冬, 牛傳峰, 習遠兵, 張登前, 戴立順, 聶紅, 李明豐, 褚陽 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學研究院