本发明涉及一种流化床反应器及其应用，更具体地说，涉及一种催化剂颗粒预分选的流化床反应器及其应用。
背景技术：
：燃料油总是含有部分有机硫。这些有机硫在燃烧时会释放出sox，其中，最主要的是二氧化硫。二氧化硫是大气环境主要的污染源，是形成酸雨的直接原因。为了控制大气污染，各国相继立法对汽油中的硫含量提出了越来越严格的限制。欧、美等国家和地区最早提出了汽油硫含量≯10μg/g的“无硫汽油”标准，我国最近也在全面实施国ⅳ、ⅴ汽油标准。目前，油品的深度脱硫方法主要有加氢精制和吸附脱硫两种方法，但加氢脱硫普遍存在操作条件苛刻、氢耗高等不足。特别是对催化裂化汽油来说，加氢脱硫易于使汽油中的烯烃和芳烃饱和，从而造成汽油辛烷值的损失。因此，需要一种在保持汽油辛烷值的同时实现脱硫的方法。cn1048418c提出了一种用含有氧化锌、二氧化硅和氧化铝的新型可流化吸收组合物与含硫烃原料相接触，进而脱除烃原料中的硫的方法，可以实现在汽油辛烷值损失小的条件下脱硫的效果。cn1658965a提出了一种从含烃流体物流中脱硫的方法和装置，在流化床反应器内让烃类与吸附硫的固体颗粒催化剂接触，在流化床内设置导向内构件来约束烃类流体和固体催化剂颗粒的流动路径，强化气固两相的接触和反应，从而实现超低硫汽油的生产。从工业应用来看，通过吸附脱硫模式在深度脱硫的前提下，可大大缓解催化汽油在脱硫中的辛烷值损失。吸附脱硫工艺通过将硫化氢中的硫转化成为硫化锌来固定烃原料中的硫，在再生器中通入氧气进行燃烧反应，使催化剂颗粒中的zns与氧气反应生成氧化锌和二氧化硫，从而恢复催化剂吸附活性。现有的工业催化汽油吸附脱硫装置一般采用内置式金属过滤器回收催化剂。但是金属过滤器的孔径很小，当装置运行一段时间以后，装置内的细粉不断增加，金属过滤筒的孔径不断慢慢堵塞，金属过滤筒阻力会不断增加，过滤器的反吹频率也随之增加，当增加到一定的频率后，再继续增加，对过滤器的阻力降的恢复作用视乎很小，以至于最后反应系统中的压力平衡遭到破坏，造成催化剂流动推动力不足，无法使催化剂正常流入到反应接收器内，造成催化剂的流动不畅，影响装置的正常运转。目前的工业应用装置检修频繁，都无法实现与其配套的催化裂化装置4年一检修周期的同步运行。如果在反应器内增加一个分离构件，对其稀相含尘气进行初步的预分离，降低进入过滤器中含尘气的浓度，势必将降低金属过滤器的负荷，延缓过滤器压降升高过快的时间，将会实现与其配套的催化裂化装置4年一检修周期的同步运行的可能。这很容易让人想起采用旋风分离器解决此问题，然而相比于其它固体催化剂而言，吸附脱硫用催化剂的机械强度略低些，如果在吸附脱硫反应器中采用常规旋风分离器对脱硫吸附反应器内稀相悬浮含尘气体进行预分离处理，由于旋风分离器中气流的流速较高，因此在分离油气与催化剂颗粒时，颗粒与颗粒之间以及颗粒与旋风分离器器壁之间的强烈碰撞，极易造成催化剂破碎。反而加上大量催化剂破碎，造成流化床反应器内细粉量更多，催化剂消耗更快；金属过滤器的负荷更大，更容易造成金属过滤器的压降快速升高的几率。因此需要开发一种对吸附脱硫反应装置的稀相含尘气颗粒预分离的设备，同时对颗粒几乎不产生磨损破坏作用，可以降低含尘气的颗粒浓度，延缓金属过滤器形成堵塞时间，可以实现工业装置与其配套的装置如催化裂化同步运行周期。技术实现要素：本发明要解决的技术问题是提供一种催化剂颗粒磨损小、气固分离效率高的流化床反应器。本发明要解决的技术问题之二是提供上述催化剂颗粒磨损小、气固分离效率高的流化床反应器的应用方法。本发明要解决的技术问题之三是提供一种催化剂颗粒磨损小、气固分离效率高的烃油吸附脱硫方法。一种流化床反应器，包括下部的密相床层和上部的稀相床层，其特征在于，所述的稀相床层内由下至上设置：颗粒预分离器2、细粉收集锥3和过滤介质4；所述的颗粒预分离器2由排气管14、直筒段12、锥体段13和排尘管10组成，所述的颗粒预分离器2侧面设置进风口11；所述的细粉收集锥3的由锥体和下料管6组成，其顶部锥体裙边与反应器筒体无缝连接，所述的颗粒预分离器2的排气管14开口于所述的细粉收集锥上部，所述的颗粒预分离器的排尘管10和所述的细粉收集锥下料管6底部开口于密相床层内。本发明提供的上述流化床反应器的应用方法，流化床反应器内装填细粉状催化剂颗粒，原料从流化床反应器的底部进入，与催化剂颗粒接触发生反应，同时带动催化剂颗粒向上运动，使其处于流化状态；部分催化剂颗粒随反应油气上升到稀相床层，经进风口进入颗粒预分离器内，在颗粒预分离器内催化剂颗粒与反应油气进行预分离，分离出的较粗催化剂颗粒经颗粒预分离器的排尘管回到密相床层中；其余反应油气经颗粒预分离器的排气管进入细粉收集锥上部空间，经上部的过滤管过滤将催化剂颗粒拦下，净化的反应油气由流化床反应器顶部的产品出口排出，被过滤的催化剂颗粒在过滤系统反吹时坠落于细粉收集锥内表面，经细粉收集锥下料管回到密相床层。本发明提供的上述流化床反应器用于烃油吸附脱硫的方法，流化床反应器内装填吸附脱硫催化剂，含硫烃油原料从流化床反应器的底部进入，在吸附脱硫条件下与吸附脱硫催化剂接触发生反应，同时带动催化剂颗粒向上运动，使其处于流化状态；部分催化剂颗粒随反应油气上升到稀相床层，经进风口进入颗粒预分离器内，在颗粒预分离器内催化剂颗粒与反应油气进行预分离，分离出的较粗催化剂颗粒经颗粒预分离器的排尘管排入密相床层中；其余反应油气经颗粒预分离器的排气管进入细粉收集锥上部空间，经上部的过滤管过滤将催化剂颗粒拦下，净化的反应油气由流化床反应器顶部的产品出口排出，被过滤的催化剂颗粒在过滤系统反吹时坠落于细粉收集锥内表面，经细粉收集锥下料管回到密相床层。本发明提供的流化床反应器及其应用方法的有益效果为：在流化床反应器内，反应油气与催化剂颗粒的分离效率高。本发明提供的流化床反应器在使用过程中，将颗粒预分离器内气流速度控制在合理范围内，催化剂颗粒经预分离过程中几乎不产生磨损破坏现象，但是经过预分离后的含尘气浓度大大降低，减轻了后续过滤器的负荷，延缓过滤器滤孔形成堵塞时间，延长了装置运转周期。本发明提供的流化床反应器用于吸附脱硫反应过程时，可以实现烃油吸附脱硫工业装置与其相配套的催化裂化装置同步运行周期。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。图1是本发明提供的流化床反应器立面示意图；图2是颗粒预分离器的结构详图；图3是附图2中a-a俯视图；图4是本发明提供的流化床反应器用于烃油吸附脱硫流程示意图。其中：i-密相床层，ii-稀相床层，iii-细粉过滤区，1-反应器筒体，2-颗粒预分离器，3-细粉收集锥，4-过滤介质，5-产品出口，6-细粉收集锥下料管，7-双向阀，8-细粉收集罐，9-细粉收集锥下料管，10-排尘管，11-进风口，12-直筒段，13-锥体段，14-排气管，20-催化剂出料管，21-待生催化剂接收器，22-闭锁料斗，23-再生催化剂接收器，24-催化剂再生器，25-再生气体，26-氮气，27-再生进料缓冲罐，28-催化剂还原器，29-输送管，30-待生催化剂接收器排气管。具体实施方式以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。一种流化床反应器，包括下部的密相床层和上部的稀相床层，所述的稀相床层内由下至上设置：颗粒预分离器2、细粉收集锥3和过滤介质4；所述的颗粒预分离器2由排气管14、直筒段12、锥体段13和排尘管10组成，所述的颗粒预分离器2侧面设置进风口11；所述的细粉收集锥3由锥体和下料管6组成，其顶部锥体裙边与反应器筒体无缝连接，所述的颗粒预分离器2的排气管14开口于所述的细粉收集锥上部，所述的颗粒预分离器的排尘管10和所述的细粉收集锥下料管6底部开口于密相床层内。优选地，所述的细粉收集锥3的锥顶角为60°～130°、更优选70°～110°。优选地，所述的细粉收集锥下料管6穿透反应器壁，连接双向切换阀7，然后分别连通细粉收集罐8和密相床层。优选地，所述的颗粒预分离器2的锥体段与直筒段的高度比为1.5-2.2：1。优选地，所述的颗粒预分离器2侧面的进风口11设置于所述的直筒段12，进风口11的数量为2～8个。优选地，所述的颗粒预分离器2的直筒段横截面积为同一轴向位置反应器筒体横截面积的0.12-0.18倍；所述的颗粒预分离器进风口11的总横截面积为所述的颗粒预分离器直筒段横截面积的0.25-0.4倍；所述的颗粒预分离器排气管的横截面积为所述的直筒段横截面积的0.15-0.2倍；所述的排尘管的直径不大于所述排气管直径的1.2倍，不小于20mm。优选地，所述的颗粒预分离器的进风口的截面为矩形，其水平宽度与高度的比值为1：(1.6～2.4)。优选地，所述的颗粒预分离器的排气管穿透所述的细粉收集锥内表面外延不小于30mm。优选地，所述的密相床层和所述的稀相床层的高度比为(1-2)：(2-6)。本发明提供的流化床反应器中，参见附图1，上部为稀相床层ii，下部为密相床层i，流化床反应器下部设置催化剂出料管20。所述的细粉收集锥3的顶部裙边与反应器筒体1内壁无缝连接，所述的细粉收集锥上部空间为细粉过滤区iii。细粉过滤区iii内设置过滤介质4，例如多根并联的过滤管，过滤介质另一侧设置产品出口5。稀相床层ii内的含有催化剂颗粒的反应油气经进风口11进入颗粒预分离器2内进行初步分离，分离出的气体经颗粒预分离器的排气管14进入细粉过滤区iii内，在细粉过滤区iii经过滤管进一步分离出细小的催化剂颗粒，在过滤系统周期性反吹阶段，被过滤管阻拦的催化剂细粉坠落入细粉收集锥3内表面，经下料管6排出，返回密相床层i内。本发明提供的流化床反应器中，所述的颗粒预分离器2用于稀相床层ii的悬浮粗催化剂颗粒进行分离，颗粒预分离器由下至上包括排尘管10、锥体段13、筒体段12、进风口11和排气管14，所述的排气管14穿透细粉收集锥内表面外延30mm以上，优选50mm，用于将预分离后的含尘气体排入细粉过滤区iii，所述的排尘管10向下延伸插入密相床层i里，末端连接翼阀。所述的翼阀安装于颗粒预分离器排尘管10、细粉分离锥下料管9末端，用于保持下料管一定料位，防止密相床层中的气体从颗粒预分离器排尘管10、细粉收集锥下料管9窜入颗粒预分离器2内和细粉收集锥3内。所述的稀相床层ii中，可以设置一个或多个颗粒预分离器2，当设置多个颗粒预分离器2时，多个颗粒预分离器应对称均匀布置于反应器稀相床层内。各个颗粒预分离器结构、尺寸完全相同。预分离器筒体截面积的总和与单个预分离器筒体截面积相等，预分离器的结构尺寸与上述相同。所述细粉收集锥3用于收集反应器上部过滤系统反吹脱落的催化剂细粉，细粉收集锥3由锥体和下部的下料管6组成，其锥顶角θ优选为70°～110°，细粉收集锥下料管向下延伸穿透反应器筒体壁与双向阀7连接，之后可分两条管路排放，一路连通细粉收集罐8，另一路返回到反应器筒体的密相床层里，末端安装翼阀。本发明提供的上述流化床反应器的应用方法，流化床反应器内装填细粉状催化剂颗粒，原料从流化床反应器的底部进入，与催化剂颗粒接触发生反应，同时带动催化剂颗粒向上运动，使其处于流化状态；部分催化剂颗粒随反应油气上升到稀相床层，经进风口进入颗粒预分离器内，在颗粒预分离器内催化剂颗粒与气流进行预分离，分离出的较粗催化剂颗粒经颗粒预分离器的排尘管排入密相床层中；其余反应油气经颗粒预分离器的排气管进入细粉收集锥上部空间，经上部的过滤管过滤将细粉拦下，净化的反应油气由流化床反应器顶部的产品出口排出流化床反应器，被过滤的催化剂颗粒在过滤系统反吹时坠落于细粉收集锥内表面，经细粉收集锥下料管排出。本发明提供的上述流化床反应器用于烃油吸附脱硫的方法，流化床反应器内装填吸附脱硫催化剂，含硫烃油原料从流化床反应器的底部进入，在吸附脱硫条件下与吸附脱硫催化剂接触发生反应，同时带动催化剂颗粒向上运动，使其处于流化状态；部分催化剂颗粒随反应油气上升到稀相床层，经进风口进入颗粒预分离器内，在颗粒预分离器内催化剂颗粒与气流进行预分离，分离出的较粗催化剂颗粒经颗粒预分离器的排尘管排入密相床层中；其余反应油气经颗粒预分离器的排气管进入细粉收集锥上部空间，经上部的过滤管过滤将细粉拦下，净化的反应油气由流化床反应器顶部的产品出口排出流化床反应器，被过滤的催化剂颗粒在过滤系统反吹时坠落于细粉收集锥内表面，经细粉收集锥下料管排出。优选地，所述的稀相床层内，气流进入所述的颗粒预分离器进风口的平均气速为3～15m/s、优选3～12m/s，最优选4～7m/s。优选地，所述的稀相床层内，气流经过颗粒预分离器的直筒段的平均气速为1.6～4m/s。所述流化床脱硫反应器中密相床层中气体的平均截面速度为0.2～0.45m/s，优选为0.28～0.4m/s，最优选为0.3～0.4m/s。优选地，气流在所述的稀相床层内截面平均气速为0.2～0.45m/s。优选地，所述的吸附脱硫催化剂的平均粒径为50～80μm。本发明提供的烃油吸附脱硫方法对于吸附脱硫反应条件没有特别限定，可以在本领域的常规条件下进行，以能够将所述含硫烃原料中的硫元素脱除至满足要求为准。一般地，所述接触的温度可以为300～500℃，优选为320～480℃；所述流化床反应器内的表观压力可以为0.5～5mpa，优选为1～4.5mpa；所述含硫烃原料的重时空速可以为1～15h-1，优选为2～12h-1。从强化脱硫效果的角度出发，所述流化床反应器内的催化剂密相床层的密度优选为100～800kg/m3，更优选为150～700kg/m3。在将再生催化剂送入催化剂还原器中进行还原之前，优选用氮气进行汽提，以脱除再生催化剂中夹带的氧气。所述汽提可以在再生催化剂接收器中进行。本发明对于所述汽提的条件没有特别限定，可以为本领域的常规选择，以能够脱除再生催化剂中夹带的氧气为准。下面结合附图4详细说明本发明的流化床反应器用于烃油脱硫反应的具体应用方式。如附图4所示，从密相床层i得到的含有催化剂颗粒的反应油气向上进入稀相床层ii进行沉降，反应油气的表观速度降低，携带能力下降，部分粒度较大的催化剂颗粒在重力的作用下沉降返回下部的密相床层里，其余的颗粒随反应油气上升到颗粒预分离器2的进风口11附近，经进风口进入颗粒预分离器的分离空间里，形成稳定的离心力场，其中较粗催化剂颗粒被分离到颗粒预分离器的边壁上，随离心力场轴向分离、重力作用，颗粒沿颗粒预分离器内表面向下滑动，汇集于底部的下料管中，向下流动回到密相床层里。被分离后的反应油气从排气管14排入细粉过滤区iii内，经上部过滤介质过滤，净化后的反应油气从反应器顶部的产品出口5引出，被后续装置收集。被过滤拦截的较细催化剂颗粒附集在过滤虑介质上，经顶部周期脉冲压缩气体喷吹下，坠落入细粉收集锥内表面排入下料管中，经双向阀选择两路排出，一路返回到反应器的密相床层内，另一路排入细粉收集罐8里。在操作中根据流化床反应器内催化剂的细粉含量适当调节。经过一段时间反应后，吸附脱硫催化剂中的硫含量积累到一定的量就需要进入再生，流化床反应器中的失活的吸附脱硫催化剂由催化剂排出口20排出进入待生催化剂接收器21中，在待生催化剂接收器21顶部安装排气管30，待生催化剂通过闭锁料斗22进入再生进料缓冲罐27中，输送到催化剂再生器24中再生。其中，含氧气体从再生器24的底部进入，再生产生的气体25从再生器24的顶部输出；经过再生、还原后的吸附脱硫催化剂由再生器底部输送到再生催化剂接收器23，并在再生催化剂接收器23中用氮气26进行汽提后，经闭锁料斗22进入催化剂还原器28里，在含氢气的气氛中进行还原，得到的还原催化剂通过输送管29送入流化床反应器内循环利用。以下结合实施例详细说明本发明。实施例1～4用于说明本发明提供的流化床反应器的应用效果。实施例中，在产品出口14中装有流量计，测定从反应气体体积流量(用q表示)，通过以下公式计算颗粒预分离器进风口处的线速度和排气管处的线速度：v进风口＝q/a1；v排气口＝q/a2；a1为所述进风口的垂直于气流流向的截面的总面积；a2为所述排气口的截面积。以下实施例和对比例中，采用商购自malvern公司的激光粒度分析仪测定催化剂粒度和平均粒度，其中，平均粒度为体积平均粒度。以下实施例和对比例中，采用氮吸附静态容量法测定催化剂的比表面积和pv值。实施例1采用附图4所示的吸附脱硫反应装置对含硫烃原料进行吸附脱硫反应，其中流化床反应器上部细粉过滤空间iii的直径为200mm，反应器密相床层i直径为160mm，反应器的内部空间的高度为5000mm；在流化床反应器上部内置细粉收集锥、一个颗粒预分离器，细粉收集锥锥顶角为80°，颗粒预分离器采用3道切向入口，直径65mm，筒体高60mm，锥体高100mm，排气管直径26mm，排尘管直径26mm，每个切向入口的高宽比30:14(mm)；流化床反应器细粉过滤区装有20根长350mm的金属滤管，金属滤管的平均孔径为0.2微米，顶部装有脉冲反吹装置；流化床反应器内筒体截面平均气速为0.35m/s，颗粒预分离器进风口气流的平均气速为5.6m/s，颗粒预分离器排气管平均气速为13.3m/s。将含硫烃原料(为含硫汽油，取自中国石油化工有限公司燕山分公司炼油厂，性质在表2中列出)和氢气以0.2：1的摩尔比送入流化床反应器的密相床层底部，与吸附脱硫催化剂接触(吸附脱硫催化剂由中国石油化工有限公司催化剂公司生产，商品牌号为fcas-09，再生催化剂的性质在表1中列出)，以脱除烃原料中的至少部分硫元素。其中，接触的温度为400℃，以表压计，压力为2.6mpa，含硫烃原料的重时空速为4h-1。携带催化剂颗粒的反应油气通过沉降区进入颗粒预分离器中，其中，反应油气在颗粒预分离器的进风口处的线速度为6m/s，在颗粒预分离器直筒段的线速度为10m/s。待生吸附脱硫催化剂在催化剂再生器中进行再生后，送入催化剂还原器中进行还原，还原后的吸附脱硫催化剂重新进入流化床反应器的密相床层中。其中，再生的条件包括：温度为510℃；以绝压计，压力为400kpa；含氧气体的表观线速度为0.45m/s；还原的条件包括：温度为400℃；以绝压计，压力为3000kpa；含氢气体的表观线速度为0.4m/s。反应过程中，监测得到的反应油气的组成、流化床反应器内密相床层中的催化剂的平均粒度以及过滤器脉冲喷吹时间，结果在表3中列出。反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的吸附脱硫催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.5重量％。反应开始前在流化床反应器中共装填62.8kg吸附脱硫催化剂，反应过程中共向流化床反应器中补充4.8kg吸附脱硫催化剂。实施例2采用与实施例1相同的方法进行吸附脱硫反应，细粉收集锥顶角、过滤管数目、颗粒预分离器的数目、颗粒预分离器的结构(除入口之外)均相同，不同的是：采用进风口11为2个，每个进风口的高宽比32：16(mm)，流化床反应器筒体截面平均气速为0.36m/s，在颗粒预分离器的进风口处的线速度为7.1m/s，在颗粒预分离器排气口的平均线速度为13.7m/s。反应过程中，监测得到的反应油气的组成、流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度以及过滤器脉冲喷吹时间，结果在表4中列出。反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.9重量％。反应开始前在流化床反应器中共装填62.8kg吸附脱硫催化剂，反应过程中共向流化床反应器中补充5.3kg吸附脱硫催化剂。对比例1采用与实施例1相同的装置和方法进行吸附脱硫反应，不同的是流化床反应器内部不安装颗粒预分离器和细粉收集锥，直接采用不锈钢滤管过滤器，过滤器的数量与实施例1的相同。反应过程中，监测得到的反应油气的组成、流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度以及金属过滤器脉冲喷吹时间，结果在表5中列出。反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的吸附脱硫催化剂中，粒度小于30μm的吸附脱硫催化剂颗粒的含量为6.8重量％。反应开始前在流化床反应器中共装填62.8kg吸附脱硫催化剂，反应过程中共向流化床反应器中补充5.2kg吸附脱硫催化剂。对比例2采用与实施例1相同的装置和方法进行吸附脱硫，不同的是流化床反应器内部不安装颗粒预分离器和细粉收集锥，直接采用不锈钢滤管过滤器，过滤器的数量为24根。反应过程中，监测得到的油气产物的组成、流化床反应器内催化剂密相床层中的催化剂的平均粒度以及金属过滤器脉冲喷吹时间，结果在表6中列出。反应500小时后，流化床反应器内的密相床层中的催化剂中，粒度小于30μm的催化剂的含量为6.4重量％。反应开始前在流化床反应器中共装填62.8kg催化剂，反应过程中共向流化床反应器中补充5.3kg催化剂。将实施例1、2与对比例1、2进行比较可以看出，两反应装置对含硫烃原料进行吸附脱硫反应，两者都能够高效稳定地脱除烃原料中的硫元素，从密相床层中催化剂颗粒平均粒径看，随着反应时间延长，两者的催化剂颗粒的平均粒径都缓慢变小，这是吸附脱硫催化剂在反应过程中磨损的自然现象，从金属过滤器的脉冲喷吹时间来看，两者就出现明显差别；在实施例1中采用本发明提供的流化床反应器用于吸附脱硫反应，随着反应时间的推移，脉冲喷吹时间稍有缩短，但是变化很缓慢；而在对比例1中，由于直接采用金属过滤器处理反应器中的催化剂分离问题，其脉冲喷吹时间间隔快速缩短，经过500h反应后，脉冲喷吹时间接近于反应初始时的1/3时间。在对比例2进行比较可以看出，虽然在反应器中增加过滤管，在反应300h前过滤器脉冲反吹时间间隔呈现缓慢缩短的趋势，但是在后200h里，出现快速下降的趋势，基本接近于对比例1中脉冲喷吹时间间隔，由此可见：增加过滤管，降低了过滤速度，含尘气的过滤浓度不变的情况下，对延缓过滤器滤孔堵塞作用有限，随着时间的推移，最后出现快速堵塞现象。表1表2表3时间/h100200300400500产物的硫含量/wppm4.53.25.84.63.4抗爆指数降低值*0.580.480.650.620.55过滤器脉冲喷吹间隔时间/s160160150150150催化剂的平均粒度/μm70.567.969.566.764.5*：以作为烃原料的含硫汽油的抗爆指数为基准，其中，抗爆指数＝(ron+mon)/2表4时间/h100200300400500产物的硫含量/wppm4.34.64.13.95.0抗爆指数降低值*0.470.530.580.600.53过滤器脉冲喷吹间隔时间/s160160150150145催化剂的平均粒度/μm71.870.668.767.564.3表5时间/h100200300400500产物的硫含量/wppm4.76.85.77.19.3抗爆指数降低值*0.520.580.660.550.72过滤器脉冲喷吹间隔时间/s1601401109065密相床层中的平均粒度/μm72.068.766.564.363.5表6时间/h100200300400500产物的硫含量/wppm6.34.57.75.27.6抗爆指数降低值*0.450.550.710.490.68过滤器脉冲喷吹间隔时间/s16014013011570密相床层中的平均粒度/μm70.869.465.965.364.7当前第1页12