一种强化传质的液相加氢反应器及反应工艺

1.本发明属于化工装备技术领域，具体地说，是关于一种强化传质的液相加氢反应器及反应工艺。


背景技术：

2.石油是目前世界上应用最广泛的能源，其液相加氢技术是指石油馏分与氢气在催化剂的作用下的反应过程，液相加氢是石油产品精制、改质和重油加工的重要手段。油品改质的目的是除去油品中的氮、氧、硫等杂原子及金属杂质，或是对一些芳烃以及烯烃加氢饱和，改善油品的使用性能。
3.连续液相加氢技术是我国柴油质量升级过程中应用的主要加氢技术之一。与常规滴流床加氢技术相比，连续液相加氢技术取消了高压循环氢系统，代之以循环油系统，不但可使装置的工艺流程更简单、操作更简便、本质安全性更强，而且还可以大幅度地降低装置能耗和投资。与传统的流化床技术相比，装置能耗降低25％以上，投资也降低10％-20％。连续液相加氢随着反应的进行氢气被不断消耗，为了保证氢气的补充速率，需要采用高效传质方法加快氢气在上行式反应器中的传质速率。理想状态下液相加氢反应器呈现溶氢饱和特征，但由于实际上上行式液相加氢反应器内的氢气采用鼓泡形式进入床层，氢气气泡直径偏大，平均直径10mm以上，气液两相接触面积小，局部贫氢导致结焦率高、二次油加工困难，导致装置运行苛刻度要求高，原料适应性差及运转周期短等问题，装置的加工能力和水平受到限制；此外，现有反应器操作温度高，也影响了催化剂的使用寿命。随着柴油的质量升级，国内柴油液相加氢装置的规模不断扩大，需对现有反应器传质技术进行优化提升。
4.加氢反应器是一种气液固三相反应器。目前的加氢反应器存在氢气传质不足的问题，其主要原因是气泡尺寸无法达到足够小；气泡越小，气泡的比表面积越大，单位体积的液体气液接触面就越大，越利于气液固传质。同时，气泡越小使气泡上升速度降低，在相同高度的反应器中，微气泡的停留时间越长，越有利于气液固传质。从气泡聚并的角度分析，气泡越小，在气泡上升过程中气泡的聚并概率会降低，从而可以进一步保持较小的气泡尺寸，利于传质。并且少量大气泡的存在有利于提高气含率，提高气泡总体的湍动能，从而进一步提高传质效率。
5.cn201644076u提出了一种液相加氢反应器，其反应器包括反应器筒体、催化剂床层、反应器出口和反应器入口，其催化剂床层之间设置混合器，混合器有进料和氢气入口，混合器还设有溶氢混合物出口和气体出口，混合器溶氢混合物出口浸在下一催化剂床层液体中。该混合器可有效地增加气液相间接触面，结构简单，使氢气溶解在混合油中，促进反应，大大提高加氢的效率。但是其没有从气泡尺度上来提高气液的反应效率，且该方法湍动能低，反应效率也无法得到质的提升；并且氢气容易向上扩散而逸出，降低了氢气的利用率。
6.cn103965959a提出一种多级溶氢的液相加氢方法，其循环液体物料与原料油混合，进入加热炉加热；氢气分成n路进入加热炉加热；一路氢气和液相物料在混合器中混合，
进行第一级溶氢，其余(n-1)路氢气通过反应器床层的入口进入器内氢油混合构件与上一床层反应后的混合物进行混合，进行第二级溶氢，汽提出反应副产物硫化氢和氨，在反应器顶部设置反应压力控制系统，在每段反应器设置排气系统；反应产物进入汽提塔，汽提塔内设置氢油混合器，汽提出副产物硫化氢和氨，增加溶氢能力，汽提塔出来的油品一部分进入产品罐，一部分再循环；其在催化加氢反应的同时将硫化氢和氨排出反应系统，固相催化剂接触的为液相反应物，提高了反应效率。但是其将反应系统、循环系统以及加热炉系统组合起来，反应过程十分复杂，设备成本高且不易操作。设备体积大，增大了占地面积。并且多次溶氢提高了传质反应的时间，经济效益低。


技术实现要素：

7.本发明的目的在于针对现有柴油液相加氢反应器所存在的上述问题加以改进，以提高传质气液传质速率，改善反应器的反应效果，延长加氢反应周期。
8.为实现上述目的，本发明的第一个方面，提供了一种强化传质的液相加氢反应器，所述液相加氢反应器包括反应器筒体，所述反应器筒体的底部设有排液口，靠近筒体底部的侧面设有液体进口和气体进口，所述气体进口的位于筒体内部的一端连设有气体预分布盘，所述气体预分布盘的上方设有分层隔板，所述分层隔板的底部穿设固定有若干个强分散气泡发生器。
9.根据本发明，所述强分散气泡发生器与所述气体预分布盘之间的距离为0.5～2m。
10.根据本发明，所述气体进口的位于筒体内的末端弯折向上，所述气体预分布盘在所述气体进口的末端水平设置，该气体预分布盘包括一个圆盘形的腔室以及沿所述圆盘形腔室的外周均匀分布的若干个分布管，所述分布管上开设有若干个排气孔。
11.根据本发明，所述排气孔的直径视反应器的直径大小而定，具体如下：
12.当反应器的直径小于1m时，所述排气孔43的大小为1.5～2mm；
13.当反应器的直径为1～2m时，所述排气孔43的大小为2～3mm；
14.当反应器的直径为2～4m时，所述排气孔43的大小为2.5～4mm；
15.当反应器的直径大于2m时，所述排气孔43的大小为4～6mm。
16.根据本发明的优选实施例，所述强分散气泡发生器为圆筒形，其顶部穿设于所述分层隔板中，所述分层隔板的相应位置开设有通孔，所述强分散气泡发生器借助其圆筒形顶部的外壁固定于所述分层隔板的底部。
17.进一步的，所述强分散气泡发生器的内部自下而上依次设有轴向导叶进液口、气液混合腔、齿形气液出口和锥形出口，所述锥形出口上设置有若干个柳叶式导流体，并且所述气液混合腔的上部侧面设有引气孔，该引气孔的内侧连设有引气管，该引气管延伸至混合腔的中心位置后向下弯折，并在末端连设气体导流锥，该气体导流锥的末端开设有一个或多个腔内气体出口，该腔内气体出口临近所述轴向导叶进液口。
18.根据本发明的优选实施例，所述轴向导叶进液口为螺旋上升式叶片的构型，叶片的外缘与所述强分散气泡发生器底部的内壁固定连接，以利于进入气液混合腔的液体形成旋流。
19.根据本发明的优选实施例，所述气体导流锥的截面的两个斜边之间的夹角γ为35
°
～45
°
，以利于充分强化腔内的旋流。
20.根据本发明，所述气体导流锥的末端所设的腔内气体出口的数量视气体流量而定，具体如下：
21.当气体流量大于5l/min时，每个气体导流锥采用4个腔内气体出口；
22.当气体流量在2～5l/min时，每个气体导流锥采用2个腔内气体出口；
23.当气体流量低于2l/min时，每个气体导流锥采用1个腔内气体出口。
24.根据本发明的优选实施例，所述齿形气液出口是将出口的侧壁设置成锯齿形而形成，以利于分散气泡。
25.根据本发明，所述柳叶式导流体具有一个中部较大、中部至两端减缩的的柳叶式构型，且底面为平面，以便于与所述锥形出口固定。
26.进一步的，所述柳叶式导流体呈发散形均匀分布于所述锥形出口上，呈现出文丘里的形式，自齿形气液出口向外，相邻两个柳叶式导流体之间依次形成渐缩段和渐扩段。
27.优选的，所述渐缩段的角度β为30
°
，所述渐扩段的角度α为10
°
。
28.本发明的第二个方面，提供了一种液相加氢反应工艺，所述反应工艺使用如上所述的液相加氢反应器。
29.进一步的，所述液相加氢反应工艺包括以下步骤：
30.步骤1：原料液相柴油和氢气分别通过原料泵和氢气压缩机进入加热炉加热，然后进入加氢精制反应器，在加氢精制反应器内，经过气体预分布盘后氢气在柴油中进行预溶解，剩余氢气中的一部分在强分散气泡发生器内进一步溶解，一部分产生分形气泡通过气泡分层隔板均匀分布后在进入上方的催化剂床层，大量分形气泡附着在催化剂表面形成巨大的接触面积，液相跟随气相进一步溶解，最后在反应器顶部排出得到加氢产物；
31.步骤2：从加氢精制反应器出来的加氢产物直接进入热高压汽提分离器进行气液分离，从热高压汽提分离器顶部出来的反应生成气经空气冷却器冷却后进入冷低压分离器，在冷低压分离器中进行气液分离；从热高压汽提分离器底部出来的油相分成两路，一路经反应产物循环泵升压后重新返回反应器；另一路冷却至250℃后进入热低压分离器进一步闪蒸；
32.步骤3：从冷低压分离器和热低压分离器分离出的油相一起预热到250℃后进入产品分馏塔，气相进行回收利用。
33.根据本发明，步骤1中，所述原料柴油为焦化柴油、催化柴油、直馏柴油或其混合物，其中：
34.催化柴油的含硫量为3000～5000μg/g,含氮量为600～1000μg/g，且十六烷指数一般不大于30；
35.焦化柴油的含硫量为6000～9000μg/g，含氮量为800～1200μg/g，十六烷指数为40～60；
36.直馏柴油的含硫量为1000～1500μg/g，含氮量为30～200μg/g，十六烷指数为60～70。
37.本发明的强化传质的液相加氢反应器及相应的反应工艺具有以下有益效果：
38.1、本发明的液相加氢反应器能够强化微细气泡与催化剂和液体的充分混合，提高液相加氢反应器中氢气的气含率，微气泡的停留时间长，并且能够增加气液接触面积。
39.2、强分散气泡发生器的结构使得气液混合腔中的局部压力提高，使氢气局部过饱
和，提升了柴油的质量。
40.3、气液两相可以同时进入强分散微气泡发生器，所需的压力降较低，能量损耗也较低。
41.4、本发明提高了液相加氢反应器氢气的利用率，提高了经济效益。
42.5、本发明能够有效控制局部贫氢导致的结焦现象，延长反应器的运转周期。
附图说明
43.图1是本发明的强化传质的液相加氢反应器的局部结构示意图。
44.图2是气体预分布盘的结构示意图。
45.图3是强分散气泡发生器的结构剖面示意图。
46.图4是图1中沿c-c的剖视图。
47.图5是强分散气泡发生器的锥形出口及其上所设置得柳叶式导流体的示意图。
48.图6是柳叶式导流体的结构示意图。
49.图7是图6中沿a-a的剖视图。
50.图8是图6中沿b-b的剖视图。
51.图9是柳叶式导流体的减缩和渐扩角度的示意图。
52.图10是本发明的强化传质的液相加氢反应工艺的流程图。
53.图11是液相跟随气相在催化剂表面的传质示意图。
54.图12显示了液滴进入小气泡内部示意图。
55.图号说明：
56.1-反应器筒体；2-分层隔板；3-强分散气泡发生器；31-齿形气液出口；32-引气孔；33-引气管；34-气体导流锥；35-腔内气体出口；36-轴向导叶进液口；37-气液混合腔；38-锥形出口；39-柳叶式导流体；4-气体与分布器；41-圆盘形腔室；42-分布管；43-排气孔；5-液体进口；6-排液口；7-气体进口。
具体实施方式
57.下面结合附图，以具体实施例对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述。应理解，所描述的实施例仅是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明的范围。
58.以下实施例中所提到的固定(连接)，如没有特别说明，其连接方式的均采用现有技术已知的常规方式，例如焊接、采用固定件连接等。
59.实施例1
60.如图1所示，为本发明的用于柴油液相加氢的强化传质的液相加氢反应器的示意图。如图所示，所述液相加氢反应器包括反应器筒体1，所述反应器筒体1的底部设有排液口6，靠近筒体1底部的侧面设有液体进口5和气体进口7，所述气体进口7的位于筒体1内部的一端连设有气体预分布盘4，所述气体预分布盘4的上方设有分层隔板2，该分层隔板2为圆盘形，并借助其外缘与所述筒体1的内壁连接固定，所述分层隔板2的底部穿设固定有若干个强分散气泡发生器3。优选的，所述强分散气泡发生器3与所述气体预分布盘4之间的距离
为0.5～2m。
61.进一步的，所述气体进口7的位于筒体1内的末端弯折向上，所述气体预分布盘4在所述气体进口7的末端水平设置，如图2所示，该气体预分布盘4包括一个圆盘形的腔室41以及沿所述圆盘形腔室41的外周均匀分布的若干个分布管42，所述分布管42上开设有若干个排气孔43。虽然图2所示的分布管42的数量为6个，但本领域的技术人员容易理解，所述分布管42的数量可以根据实际工况的需要以及反应器的尺寸进行调整，其数量并没有特别的限制。
62.进一步的，所述排气孔43的直径视反应器的直径大小而定，具体如下：
63.当反应器的直径小于1m时，所述排气孔43的大小为1.5～2mm；
64.当反应器的直径为1～2m时，所述排气孔43的大小为2～3mm；
65.当反应器的直径为2～4m时，所述排气孔43的大小为2.5～4mm；
66.当反应器的直径大于2m时，所述排气孔43的大小为4～6mm。
67.优选的，所述排气孔43之间的间距控制在0.1m。
68.进一步的，结合图3所示，所述强分散气泡发生器3为圆筒形，其顶部穿设于所述分层隔板2中，所述分层隔板2的相应位置开设有通孔(图中未示出)，所述强分散气泡发生器3借助其圆筒形顶部的外壁固定于所述分层隔板2底部的通孔内。
69.所述强分散气泡发生器3的内部自下而上依次设有轴向导叶进液口36、气液混合腔37、齿形气液出口31和锥形出口38，所述锥形出口38上设置有若干个柳叶式导流体39(图5)，并且所述气液混合腔37的上部侧面设有引气孔32，该引气孔32的内侧连设有引气管33，该引气管33延伸至混合腔37的中心位置后向下弯折，并在末端连设气体导流锥34，该气体导流锥34的末端开设有一个或多个腔内气体出口35，该腔内气体出口35临近所述轴向导叶进液口36。
70.如图4所示，所述强分散气泡发生器3的数量为4个，在所述分层隔板2的底部均匀分布。本领域的技术人员容易理解，所述强分散气泡发生器3的数量可以根据实际需要，如反应器的尺寸等，进行适当的调整。
71.进一步的，所述轴向导叶进液口36为螺旋上升式叶片的构型，叶片的外缘与所述强分散气泡发生器3底部的内壁固定连接，以利于进入气液混合腔37的液体形成旋流。优选的，所述轴向导叶进液口36的叶片厚度为2mm，螺旋叶片之间的螺距为7mm。
72.进一步的，所述气体导流锥34的截面的两个斜边之间的夹角γ为35
°
～45
°
，以利于充分强化腔内的旋流。
73.进一步的，气体导流锥34的末端所设的腔内气体出口35的数量视气体流量而定，具体如下：
74.当气体流量大于5l/min时，每个气体导流锥34采用4个腔内气体出口35；
75.当气体流量在2～5l/min时，每个气体导流锥34采用2个腔内气体出口35；
76.当气体流量低于2l/min时，每个气体导流锥34采用1个腔内气体出口35。
77.进一步的，如图5所示，所述齿形气液出口31是将出口的侧壁设置成锯齿形而形成，以利于分散气泡。所述柳叶式导流体39呈发散形均匀分布于所述锥形出口38上，如图6-图8所示，所述柳叶式导流体39具有一个中部较大、中部至两端减缩的的柳叶式构型，且底面为平面，以便于与所述锥形出口38固定；如图9所示，呈发散形均匀分布于锥形出口38上
的柳叶式导流体39呈现出文丘里形式，自齿形气液出口31向外，相邻两个柳叶式导流体39之间依次形成渐缩段和渐扩段。优选的，所述渐缩段的角度β为30
°
、所述渐扩段的角度α为10
°
。
78.本发明的强化传质的液相加氢反应器的工作原理如下：
79.1)液相原料从反应器底部的液体进口5进入反应器底部，预混氢气通过气体进口7进入反应器，并通过气体预分布盘4的排气孔43通入反应器底部，与液相原料形成气液混合物，完成氢气在柴油中的预溶解；
80.2)反应器底部的气液混合物在分层隔板4的下方形成一定的氢气区域，此时气液两相共同进入强分散气泡发生器3，氢气从引气孔32进入强分散气泡发生器3，通过引气管33从腔内气体出口35到达气液混合腔37；同时下方的液体通过轴向导叶进液口36进入气液混合腔37，轴向导叶进液口36的螺旋上升式叶片的构型使得进入混合腔37的气体形成旋流，与进入混合腔37的气体发生旋流剪切，部分氢气在旋流过程中进行过饱和溶解，部分氢气被液体剪切成微细气泡和少量大气泡；
81.3)微细气泡和液体混合物通过齿形气液出口31，在柳叶式导流体39的引导下由锥形出口38进入反应器上方，微细气泡和少量大气泡随着液相的上升而上升，进行液相的加氢反应。
82.进一步的，所述反应器内部的气泡直径和气泡累计数量存在关系式：
83.即气泡分形尺寸定律，其中：
84.等号左边代表尺寸大于等于λ的气泡数量，λ
max
代表反应器内最大气泡尺寸，df为分形维数。
85.进一步的，所述步骤3)中产生的分形气泡，针对不同催化剂颗粒当量直径的反应器，产生大小尺度的气泡数量不同，因而分形维数不同，对于催化剂颗粒当量直径为1～2mm的反应器，分形维数为0.7～1.6；对于催化剂颗粒当量直径为2～5mm的反应器，分形维数为1.6～2.9。
86.实施例2
87.如图10所示，为使用实施例1的强化传质的液相加氢反应器的液相加氢反应装置，即，将实施例1的反应器用于液相加氢反应。如图所示，所述液相加氢反应装置包括：加热炉f101，加氢精制反应器r101，热高压汽提分离器c101，热低压分离器c103，空气冷凝器，以及冷低压分离器c102，其中，所述加氢精制反应器r101采用实施例1所述的强化传质的液相加氢反应器。
88.相应的反应工艺包括以下步骤：
89.步骤1：原料液相柴油和氢气分别通过原料泵p101和氢气压缩机k101进入加热炉加热，然后进入加氢精制反应器r101，在加氢精制反应器r101内，经过气体预分布盘4后氢气在柴油中进行预溶解，剩余氢气中的一部分在强分散气泡发生器3内进一步溶解，一部分产生分形气泡通过气泡分层隔板2均匀分布后再进入反应器上部的催化剂床层，如图11的传质示意图所示，大量分形气泡附着在催化剂表面形成巨大的接触面积，液相跟随气相进一步溶解，最后在反应器顶部排出得到加氢产物；
90.步骤2：从加氢精制反应器出来的加氢产物直接进入热高压汽提分离器c101进行
气液分离，从热高压汽提分离器c101顶部出来的反应生成气经空气冷却器冷却后进入冷低压分离器c102，在冷低压分离器c102中进行气液分离；从热高压汽提分离器c101底部出来的油相分成两路，一路经反应产物循环泵p102升压后重新返回反应器r101；另一路冷却至250℃后进入热低压分离器c103进一步闪蒸；
91.步骤3：从冷低压分离器c102和热低压分离器c103分离出的油相一起预热到250℃后进入产品分馏塔，气相进行回收利用。
92.本实施例的液相加氢反应工艺，适用于反应压力8～12mpa，反应温度350～420℃，液时体积空速1.5～2.5h-1
，循环比1.2:1～3:1，氢油体积比1:1～1:20的柴油加氢反应。所述反应条件可以根据原料性质确定和优化，例如选用直馏柴油和焦化柴油混合物，其含硫量为6300μg/g，含氮量为170μg/g，十六烷指数为69时，反应器入口总压力为10mpa，体积空速为2.0h-1
，反应温度为352℃，气液比为1:5。
93.进一步的，步骤1中，所述原料柴油为焦化柴油、催化柴油、直馏柴油或其混合物。催化柴油的含硫量为3000～5000μg/g,含氮量为600～1000μg/g，且十六烷指数一般不大于30；焦化柴油的含硫量为6000～9000μg/g，含氮量为800～1200μg/g，十六烷指数为40～60；直馏柴油的含硫量为1000～1500μg/g，含氮量为30～200μg/g，十六烷指数为60～70。
94.进一步的，步骤1中，所述液相加氢精制反应器采用强分散气泡发生器，同时产生少量的大气泡和大量的微细气泡。进入催化器床层后大小气泡完全覆盖在催化剂颗粒表面，柴油加氢的催化剂当量直径为1～5mm，大气泡直径为2～5倍催化剂当量直径，小气泡直径为0.02～0.1倍催化剂当量直径，少量大气泡为微细气泡提供增强湍动，小气泡提供巨大的气液接触面积，降低上升速度，提高传质速率。
95.进一步的，步骤1中，所述反应条件下，氢气平衡溶解度在0.3～0.4mol
·
kg-1
，氢气的平衡溶解度随着压力的增加而增加，液相柴油在强分散气泡发生器中产生旋流，在旋流腔中形成压力梯度场，增强了腔内局部压力，当腔内压力达到15mpa时氢气的平衡溶解度达到0.6mol
·
kg-1
，使液相达到局部氢气过饱和溶解。
96.进一步的，步骤1中，所述微细气泡的上升速度为0.05～0.1m/s，液体流速为0.1～0.2m/s，在反应器中液相跟随气相上升，如图12所示，液体速度较高，液滴容易进入小气泡内部，由于小气泡内压高和表面张力，氢气向液相渗透，导致液体过饱和，使氢气过饱和溶解。
97.进一步的，步骤2中，所述热高压气液分离器温度与反应器温度相同，为320～370℃。
98.进一步的，步骤3中，所述冷低压气液分离器中气体进行回收利用，部分氢气可以循环利用。
99.实施例3
100.某石化厂采用实施例1的强化传质的液相加氢反应器，以实施例2液相加氢反应方法与原装置进行对比，本实施例的原料液相柴油性质见表1，本实施例与原装置的反应条件见表2，本实施例与原装置的产品性质见表3。
101.表1、液相柴油性质
102.来源直馏柴油+焦化柴油比例80/20
馏分范围/℃180～365密度(20℃)/(g
·
cm-3
)0.8254硫/(μg
·
g-1
)6350氮/(μg
·
g-1
)180十六烷指数*49
103.表2、本实施例与原装置反应条件
[0104][0105][0106]
表3、实施例与原装置产品性质
[0107]
项目本实施例原装置密度(20℃)/(g
·
cm-3
)0.8300.831硫/(μg
·
g-1
)3546氮/(μg
·
g-1
)1422十六烷指数*5854.5
[0108]
从表3的数据分析可知，本实施例的脱硫脱氮效率较原装置均有所提高，十六烷指数也有所提高。
[0109]
实施例4
[0110]
某石化厂采用实施例1的强化传质的液相加氢反应器，以实施例2液相加氢反应方法与原装置进行对比，本实施例的原料液相柴油性质见表4，产品要求见表5，本实施例与原装置的反应条件见表6，本实施例与原装置的能耗见表7。
[0111]
表4、液相柴油性质
[0112]
来源直馏柴油馏分范围/℃171～364密度(20℃)/(g
·
cm-3
)0.8512硫/(μg
·
g-1
)3400氮/(μg
·
g-1
)100十六烷指数*48
[0113]
表5、产品要求
[0114]
硫/(μg
·
g-1
)≤40氮/(μg
·
g-1
)≤10十六烷指数*≥55
[0115]
表6、本实施例与原装置反应条件
[0116]
项目实施例4原装置反应器入口总压/mpa99催化剂床层数33平均反应温度/℃352352循环比1.5：11.5：1化学氢耗/％0.450.45体积空速/h-1
2.02.0
[0117]
表7、本实施例与原装置能耗
[0118]
项目实施例4原装置电/(kw
·
t-1
)15.2518.27循环水/(t
·
t-1
)1.251.57燃料气/(nm3·
t-1
)0.210.25凝结水/(t
·
t-1)0.00190.0023单位能耗/(kg标油
·
t-1
)4.586.34工程费/亿元～2.6～2.8
[0119]
从表7的数据分析可知，在相同的产品要求下，实施例较原装置较原装置能耗均有所降低，单位能耗降低27％。并且采用液相加氢反应器和反应方法的工程费降低了0.2亿元。
[0120]
实施例5
[0121]
本发明的液相加氢反应器和反应方法在石家庄260万吨/年的柴油液相加氢装置进行工业应用，可在改造前装置运转周期保证值的基础上，实现二次油参炼比例提升至30％；二次油主要为催化裂化装置生产的粗柴油，含有大量不饱和烃，化学反应氢耗极高，通常为直馏柴油氢耗的5倍以上。
[0122]
在柴油加氢裂化过程中氢气补充速率大大提高，具有非常好的加氢转化和抑焦性能，氢分压从12mpa降低至8mpa，反应转化率提升两个百分点，延长了柴油加氢反应装置运转周期。