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第五章生产有关计算5.1 烃类蒸汽转化制氢的原料的选择适用于蒸汽转化的烃类原料大体分为气态和液态。
5.1.1 气态烃包括天然气、液化石油气和各种炼厂气天然气一般包括油田伴生气和气田气。
天然气主要成分是甲烷、乙烷、丙烷等低级烃类，含有一定的氮的二氧化碳等惰性气体和有害杂质硫化氢，其中气田天然气是以甲烷为主含微量杂质的气体。
液体石油气是由丙烷、丁烷为主要成分的烃类，来源有两种，一种是油田和天然气油伴生出来的天然液化气，另一种是炼油厂和石油化工厂生产的液化石油气。
炼厂气是指原油加工过程中副产的各种尾气，包括催化裂化气、焦化干气、热裂解气、高压加氢裂化尾气等，其组成变化较大，其中含有烯烃的炼厂气不宜直接应用，一般需经过环烷化或除掉烯烃才能做制氢原料。
而不含烯烃的加氢干气可以作为蒸汽转化制氢原料，但因为氧气含量一般＞60%故单位产氢率小。
5.2原料物料的计算5.2.1原料烃的虚拟分子式的计算烃类的虚拟分子式：因为烃类原料都是有多种有机物和一些杂质组成。
为了便于进行工艺的物料衡算，人们把烃类混合物用一种所谓虚拟分子式Cm Hn代替，即代表混合物一个分子所含碳原子的平均数，m为混合物一个分子所含的平均氢原子数，而分子量也即是混合物的一个分子的平均分子量，有了虚拟分子式后，对以后工艺的计算就简化，方便多了。
以加裂干气为例，求法如下：加裂干气的n, mn=∑C=∑ViCi=(17.87×1+2.03×2+4.58×3+5.46×4+2.23×4+0.417×5+0.13×5)÷100=0.6916m=∑Hi=(66.75×2+17.87×4+2.03×6+4.58×8+5.46×10+0.417×120.13×12) ÷100=3.373故加裂干气虚拟分子式为：C0.6916H3.3735.2.2 原料总碳：烃类混合物每一分子所含的碳元素的平均个数我们示例中加裂干气的总碳n=0.6916，因为加裂干气虚拟分子式为：C0.6916H3.373总碳∑C=n=0.69165.2.3 氢碳化H/C=m/n=3.373/0.6916=4.877加裂干气虚拟分子式为：C0.6916H3.373平均分子量M=0.6916×12.01+3.373×2.016/2=11.706总碳∑C=n=0.6916H/C=m/n=3.373/0.6916=5.4755.2.4 什么是绝对碳原（总碳）？碳原的定义是指100Nm3原料气中所含的烃类中的碳都折算成气态C1时所占有的体积立方米数，写作∑C ，也叫做总碳。
制氢装置催化剂硫化方案硫化前准备：1、催化剂已按填装方案填装完毕2、压缩机已试机完成，达到开机条件，所有仪表已联校完成3、制氢系统已用氮气置换合格（O2<0.5%）、气密完成4、准备好硫化剂（DMDS）并注入至硫化剂罐，硫化剂线已试压、吹扫干净（用蒸汽、风彻底吹扫干净）5、准备好硫化用工具：硫化氢检测管、计量水器具、画好升温曲线、记录纸、对讲机消防器具等6、干气、氮气、循环水等已准备就绪LYT-701/LYT-702加氢催化剂硫化1、硫化机理LYT—701/702加氢催化剂活性组份氧化钴、氧化镍、三氧化钼在使用前需将其转化为硫化物才具有活性，这一过程为硫化，其机理为：DMDS（或CS2）+4H2=2H2S+CH4MoO3+2H2S+H2=MoS2+3H2OCoO+H2S=CoS+H2ONi0+ H2S=NiS+H2O硫化时，用干N2-H2（H2≥10%，O2<0.5%）作为硫化原料气，配以适量的CS2或者DMDS，经加热达到一定温度后进入催化剂床层，通常采用循环硫化或一次放空硫化方法。
2、硫化过程1、反应系统气密合格，建立氢气-氮气循环后，进行催化剂硫化。
硫化条件：氢压，MPa ≦0.5MPa循环介质，% N2-H2混合气氢气含量,%(v/v) 30-50空速，h-1 200-500第一个恒温硫化阶段床层温度和时间 230℃恒温6小时第二个恒温硫化阶段床层温度和时间 300℃恒温4-6小时第三个恒温硫化阶段床层温度和时间 350℃恒温4小时硫化剂二甲基二硫或二硫化碳理论需硫量，m ％（对催化剂） 约8.0吸硫量计算公式为：⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯⨯+⨯⨯=C B A c s M C M B M A w w 06.329/806.32306.32s w ：理论吸硫量c w ：催化剂装量A：MoO 3的百分含量；A M ：MoO 3的分子量，143.94B ：CoO 的百分含量B M ：CoO 的分子量，74.93C：NiO 的百分含量C M ：NiO 的分子量，74.70理论生成水重量为：DMDS （或CS 2）注入量计算式：（催化剂量）×8%×94（DMDS 分子量或CS 2）/64（硫分子量）=硫注入量 硫注入量×1.1（10%的余量）=实际硫注入量0.452 吨 气体含硫量计算式：X （气体循环量Nm3）/22.4×0.5%（硫含量）×94（DMDS 分子量或CS2）/64（硫分子量）=X’ Kg 二甲基二硫性质：分子式：CH3SSCH3 分子量：94.20 CAS ：624-92-0 淡黄色透明液体。
㈠新氢循环氢1装置循环氢量=（加氢进料X氢油比）/新氢氢纯度%2装置氢油比 =（循环氢量/加氢进料（V））3床层催化剂氢油比=（循环氢量+冷氢量）/加氢进料（V）4装置氢分压 =（反应器压力X循环氢纯度%）反应器入口氢分压=（新氢分子数+循环氢分子数）/ （新氢分子数+循环氢分子数+进料分子数）5循环氢分子量=（循环氢体积流量*循环氢质量流量）—6循环氢平均分子量=（H2%X氢分子量+ 甲烷分子量+ C2%X州Cn%< Mn…）7循环氢标准体积流量=（循环氢质量流量/循环氢分子量X8循环氢质量流量=（循环氢体积流量X循环氢分子量*9新氢分子量=（新氢体积流量*新氢质量流量）—10 新氢平均分子量=（H2%X氢分子量+ CH%X甲烷分子量+ CCO%X M + CC2%X M2…）11新氢标准体积流量=（新氢质量流量/新氢分子量X12新氢质量流量 =（新氢体积流量X新氢分子量*㈡原料油1装置空速（时-1）=（加氢进料量（V）十催化剂装入量（V））2原料油平均分子量=（C5%X C5分子量+ C s%X C6分子量+ Cn X Cn分子量+…。
）3原料油标准体积流量=（原料油质量流量十平均分子量X4原料油质量流量=（原料油体积流量X原料油分子量十5原料油调和密度=（焦化汽柴油密度X焦化汽柴油畑催化柴油密度X催化柴油%6 原料油硫含量=7原料油烯烃含量=㈢加氢精制耗氢计算1化学耗氢①还原1%硫氮氧为H2S NH3和H2O,并饱和除去硫氮氧化学耗氢：硫m 3原料油氮m 3原料油氧m 3原料油②饱和单烯烃，每降低一个单位溴价耗氢，对原料油比重到，低的为M5高的为M.饱和双烯烃耗氢增大一倍。
④化学耗氢计算公式V~2 = + + + (。
加氢裂化通用设备操作规程1.1注硫、注氨泵(计量泵)操作法概述加氢裂化装置注硫泵P-1020A、B，注氨泵P-1019为进口设备，均为双隔膜计量泵(容积式)，P-1020A、B两泵一开一备，其在生产中的作用在催化剂硫化时将硫化剂(DMDS)升压后注入到循环氢中，硫化剂随循环循氢进入应器各床层，将氧化态的催化剂还原为硫化态。
注氨泵P-1019是将钝化剂(液氨)升压后打到反应器中，将硫化完后的催化剂进行钝化，防止催化活性过强，造成反应难以控制，同时有利于催化剂效能持外释放。
1.1.1 开车前的检查、准备工作1.1.1.1开泵前电机已进行过试运，并且电机转向正确，从上向下看为顺时针转。
1.1.1.2泵外观检查。
地脚螺栓是否紧固，查看紧固件有无松动。
泵、压力表、安全阀、出口止回阀、电机等外观检查有无异常，接地线是否牢固。
1.1.1.3联系电工并确认机组已经正常送电。
1.1.1.4 确认工艺管线、液压腔的安全阀在检定周期内并正常投用。
1.1.1.5检查确认传动构件油箱（凸轮箱）、液压系统油箱（隔膜腔）有足量且油质正常的。
（凸轮箱加美孚ｓｃｈ634，隔膜腔加美孚或艾索32＃液压油）。
1.1.1.6 转动泵流量调节手轮，将泵的流量调节至0位置。
1.1.1 .7检查确认工艺条件已满足，反应器跟前的阀门已打开。
1.1.1 .8 打开泵入口阀。
1.1.1 .9 将泵出口阀打开。
1.1.2 启动1.1.2 .1 按下启动按钮，将泵启动。
1.1.2 .2 检查泵运行状况，确认泵运行正常后，缓慢转动流量调节手轮，将产量流量调至需要的量。
1.1.3运行时的检查1.1.3.1 泵启动后检查泵出口压力波动情况，最高压力≯17.1MPａ。
1.1.3.2 泵出口流量波动情况，检查泵出口流量计与计量泵自身计量是否一致、管线振动是否正常。
1.1.3.3 泵及基础振动是否正常。
1.1.3.4 泵、管线、法兰、有无泄漏。
1.1.3.5 电机电流是否超标、电机温度有无异常。
1适用范围本计算方法适用于以生产中间馏分油产品为主的加氢裂化装置的基准能耗计算，基本流程包括反应部分（包括压缩机部分）、分馏部分，其中反应部分采用冷高分流程，循环油循环至裂化反应器入口；分馏部分采用先稳定后分馏流程，设脱丁烷塔、脱乙烷塔、常压塔及减压塔，不包括液化石油气及气体脱硫、溶剂再生及酸性水汽提部分。
2基准能耗的基础条件2.1原料原料油：低硫原料，＜90°C进装置。
氢气：氢气纯度99.9 mol %, 40 C进装置。
2.2产品装置的产品为干气，液化石油气，轻、重石脑油，航煤，柴油。
(1)干气，40C出装置。
(2)液化石油气，40C出装置。
(3)轻石脑油(C5-82C)，40C出装置。
(4)重石脑油(82-138C)，40C出装置。
(5)航煤(138-238C)，45C出装置。
(6)柴油(238-350C)，50C出装置。
2.3反应部分基准条件采用冷高分流程，循环油循环至裂化反应器入口。
2.4分馏部分基准条件(1)脱丁烷塔：塔顶压力1.55MPa (G)，回流罐温度40Co(2)常压塔：塔顶压力0.03MPa (G)，回流罐温度40Co(3)减压塔：塔顶压力-0.064MPa (G)，减顶污油罐温度40Co2.5加热炉热效率热效率按90% o2.6其他(1)循环氢压缩机采用离心机〔背压式蒸汽透平驱动〕，动力为3.5 MPa蒸汽，排汽为1.0MPa蒸汽。
(2)新氢压缩机采用电动往复式。
(3)泵采用电机驱动。
(4)各塔热源均按重沸供热。
(5)物流温度在50°C以上，冷却方式为空冷器冷却，空气设计温度按31°C考虑；在50°C以下，冷却方式以水冷考虑，循环水给水温度按＜30C考虑，水的温升10C。
(6)物流(除反应流出物、各塔顶馏出物外)高于100C的热均认为是利用热而不计入能耗。
小于等于100C的热量均认为被冷却而计入能耗。
(7)透平回收的能量不计入能耗。
加氢精制装置工艺计算第一章原料油选择要求及生成油、产品性质加氢精制装置主要选择二次加工装置的中间馏分油为原料，这部分含硫、氮、氧、烯烃的馏分油稳定性较差，不能作为产品直接进入市场，需经过加氢精制装置处理，饱和烯烃、脱去硫、氮、氧非烃化合物及重金属。
如焦化装置的汽油、柴油及催化裂化装置的柴油，这些馏分油含有大量硫、氮、氧化合物及烯烃，稳定性较差，必须进入加氢精制装置进行加氢处理后方可车用。
1.加氢精制装置对原料油选择要求：①为防止原料油中灰分及固体颗粒被吸附在催化剂表面使催化剂中毒，或堵塞催化剂间的空隙引起床层压降增大，要求原料油中灰分及固体含量不大于0.005%.②原料油含水，会造成催化剂粉碎及裂解活性物质流失，要求原料油含水量控制不大于0.5%。
③装置加工两种以上原料油时，由于原料组分不同、比重不同、反应热也不同，会影响催化剂反应及反应器床层温度的稳定。
原料进装置前必须混合均匀。
④原料油含硫量一般控制范围为0.3〜2%。
较低的含硫量，会影响催化剂的正常运行，需补硫维持催化剂硫化态运行。
较高的含硫量，会造成循环氢中硫化氢含量超标，产生硫化氢腐蚀，需采取循环氢脱硫措施。
⑤原料油中胶质、沥青质对加氢催化剂运行不利，胶质、沥青质不能进行反应转换为烃类，只能缩合形成焦碳吸附或覆盖在催化剂表面，使催化剂失活，导至加氢装置不能正常运行。
目前加氢精制原料一般选择焦化汽油、焦化柴油、催化柴油为原料。
也有的参炼其它二次油来补充加氢装置原料。
原料油性质2加氢精制生成油、产品性质原料油经加氢精制，发生了性质变化，非烃化合物转化为烃类和硫化氢、氨盐及水。
不稳定的烯烃转化为烷烃。
加氢反应过程体积减小，液体收率增加。
加氢精制过程，汽油辛烷值降低，柴油十六烷提高，密度降低。
加氢精制过程也进行加氢裂解反应，伴有裂解气体产生。
加氢生成油、产品性质㈠ 加氢精制装置处理量、循环氢量的计算处理量：40万吨/年；年开工小时：8000h 原料油密度：0.8663 1装置小时进料量计算：①质量进料量（G ） =400000.000Kg/8000h=50000Kg/h②体积进料量（V ） =50000Kg/h + 0.8663=58m 3/h2 .装置各种氢气量的计算：p ①新氢量的计算： 设计耗氢：1.26% （w ）新氢量=50000Kg/h X1.26% + 2 X 22.4 ・ 95%= 7427NM3/h②循环氢量的计算：设计氢油比为550： 1;氢纯度：95%；新氢补入量：7500Nm3/h 循环氢量 = 550/0.95 X 58= 33579Nm3/h③循环氢机排量的计算：循环氢机排量=33579Nm3/h — 7500Nm3/h=26078 Nm3/h装置加工能力的确定及物料平衡计算第二章㈡装置几种氢气组成及有关计算1.工业氢组成及流量、平均分子量及气体重度计算M 平= 66. : 义"p = 669.64 : 7500= 0.0892. 高压分离器分离氢组成、流量、平均分子量及气体重度计算M、= 3958 : 26078 义22.4平= 3.4p = 3958 : 26078= 0.153.M= 4627.9:33578*22.4平= 3.09p= 4627.9:33578= 0.144.反应器床层急冷氢量的计算①急冷氢量计算：（由表量计算）急②急冷氢量计算：（由油气热焓值计算）第三章加氢精制装置新氢耗量计算一氢气来源:①加氢精制装置氢气可来源于重整装置，但是重整氢纯度较低，一般在85%，影响加氢氢纯度。
化工加氢脱硫反应的化学质量平衡计算与控制策略化工加氢脱硫反应是一种常用的工艺，用于去除燃料中的硫化物，以减少环境污染和保护设备的腐蚀。
本文将介绍化工加氢脱硫反应的化学质量平衡计算与控制策略。
一、加氢脱硫反应的化学反应方程式化工加氢脱硫反应的化学反应方程式如下：RS + H2 → RH + H2S其中，RS表示原料燃料中的硫化物，H2表示氢气，RH表示脱硫产物，H2S表示硫化氢。
二、化学质量平衡计算为了确保反应过程中的高效率和稳定性，需要进行化学质量平衡计算。
化学质量平衡计算的目的是确定反应过程中各组分的摩尔百分比以及反应的转化率。
1. 摩尔百分比的计算摩尔百分比可以通过计算各组分的摩尔数比例得出。
在加氢脱硫反应中，根据反应方程式，可以计算出摩尔百分比如下：摩尔百分比（RS）= (摩尔数（RS）/ 摩尔总数) × 100%摩尔百分比（H2）= (摩尔数（H2）/ 摩尔总数) × 100%摩尔百分比（RH）= (摩尔数（RH）/ 摩尔总数) × 100%摩尔百分比（H2S）= (摩尔数（H2S）/ 摩尔总数) × 100%2. 反应的转化率计算反应的转化率是反应过程中某组分的摩尔数变化与初始摩尔数的比值。
在加氢脱硫反应中，反应的转化率可以通过计算初始摩尔数与最终摩尔数之差与初始摩尔数的比值得出。
转化率（RS）= (摩尔数（RS）初 - 摩尔数（RS）终) / 摩尔数（RS）初 × 100%转化率（H2S）= (摩尔数（H2S）终 - 摩尔数（H2S）初) / 摩尔数（H2S）初 × 100%三、加氢脱硫反应的控制策略为了确保加氢脱硫反应的高效率和稳定性，需要采取相应的控制策略。
1. 温度控制加氢脱硫反应的反应速率受温度的影响较大。
当温度过高时，可能导致产物的选择性下降，反应产物中不纯物质的含量增加。
因此，需要控制反应温度在适宜的范围内，使得反应达到最佳性能。
焦炉气净化中的有机硫加氢工艺应用技术郭玉峰;蒋晓娟【摘要】焦炉气脱硫的技术瓶颈是如何深度脱除形态复杂、难以用常规方法分解脱除的有机硫,目前只有加氢转化法是相对经济可靠的成熟技术.加氢转化脱硫工艺经过多年的改进,已经由一级加氢脱硫发展到二级加氢脱硫工艺,但仍存在热效率低、氧含量影响大、催化剂寿命短等缺陷.在已有的工程经验基础上,提出了增加除氧反应器的换热流程工艺设计方案.在优化加氢脱硫系统的基础上,通过调整优化催化剂的组合,达到了既保证系统稳定运行又充分利用热能的目的,取得了很好的推广利用效果.【期刊名称】《山西化工》【年(卷),期】2017(037)003【总页数】4页(P52-55)【关键词】焦炉气;脱硫;有机硫加氢;铁钼加氢催化剂【作者】郭玉峰;蒋晓娟【作者单位】北京三聚创洁科技发展有限公司,北京 100080;北京三聚创洁科技发展有限公司,北京 100080【正文语种】中文【中图分类】TQ546我国是世界上第一大焦炭生产国，2015年的焦炭总产量达4.48亿t，占世界焦炭总产量的58%。
其中，1/3的生产能力在钢铁联合企业内，2/3在独立的焦化企业。
焦炭生产副产大量的焦炉煤气(又称焦炉气，COG，每吨焦炭副产～400 m3焦炉气)，除回炉加热自用、用于钢铁生产、城市燃气或用于发电外，还可作为原料气生产合成氨、甲醇、LNG等化工产品[1]。
不论采用何种方式利用焦炉气，其硫含量都必须降低到一定程度。
焦炉气的脱硫方法按吸收剂的形态，可分为湿法和干法2大类。
湿法脱硫工艺是利用液体脱硫剂脱除煤气中的硫化氢和氰化氢。
按溶液的吸收和再生性质又分为湿式氧化法、化学吸收法、物理吸收法和物理-化学吸收法。
其中，湿式氧化法是焦炉气脱硫脱氰比较普遍使用的方法，其实质就是使HS-被氧化成单质硫(S0)。
目前，运用较为广泛且性能较好的脱硫方法有PDS法、改良ADA法，拷胶法等[2]。
湿法脱硫后的气体中硫化氢质量浓度一般可以达到20 mg/m3～50 mg/m3。
专利名称：一种有机硫加氢催化剂及其制备方法、应用专利类型：发明专利
发明人：单红飞,陈玲玲,赵宇轩,廖奕鸥
申请号：CN201811289411.1
申请日：20181031
公开号：CN109433219A
公开日：
20190308
专利内容由知识产权出版社提供
摘要：本发明涉及脱硫剂技术领域，公开了一种有机硫加氢催化剂及其制备方法、应用，所述有机硫加氢催化剂包括如下重量份的组分：AlO载体，以AlO计为80～85份；钼化合物，以钼计为3.5～7.0份；钴化合物，以钴计为0.4～5.5份；过渡金属盐，以金属单质计为1.0～3.0份。
本发明的有机硫加氢催化剂包括特定重量份的AlO载体、钼化合物、钴化合物及过渡金属盐，所述有机硫加氢催化剂在用于脱除硫化物中的噻吩等有机硫化物时，具有较高的噻吩转化和脱除效率，其在较低温度(250℃)下对噻吩的转化率高达86.61％。
申请人：沈阳三聚凯特催化剂有限公司
地址：110144 辽宁省沈阳市经济技术开发区细河八北街10号
国籍：CN
代理机构：北京三聚阳光知识产权代理有限公司
代理人：吴黎
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十五章 计算例题15．1脱硫系统计算例题1．某厂原料天然气用量为28050标m 3/h ，硫浓度为28ppm （以H 2S 体积计），氧化锌脱硫剂装量为30m 3，（堆密度1150kg/m 3）硫容25%（重），试预测脱硫剂的使用寿命。
解：氧化锌脱硫剂被饱和时的总吸硫量为1150×30×0.25=8625(kg)每小时吸硫量为：28050×28×10-6÷22.4×32=1.12(kg)使用时间为：8625÷1.12 = 7700(h)15．2转化系统计算例题1．已知某轻油水蒸汽制氢装置每小时进油5t ，料油中C/H （重）为5.33，水蒸汽流量为了32000kg/h ，工业氢中CH 4为3.0%，转化催化剂装填量为12m 3，求：（1） 油中碳含量：C/油（2） 绝对碳原：ΣCa（3） 碳流量：Q C（4） 碳空速：V C（5） 水碳比：H 2O/C解：（1） C/油 = 5.33/(5.33+1) = 0.842 = 84.2%（2） ΣCa = 1000×22.4÷12.01×1865×油中碳含量 = 1865×0.842 = 1570.33m 3（N m 3/油）（3） Q C = 1570.33×5 = 7851.65（N m 3/h ）（4） V C = 7851.65 /12 = 654.3（h -1）（5） H 2= 5.072．某制氢装置进油量为3t/h ，转化炉配汽量为18t/h ，石脑油平均分子量是92，总碳是68，求水碳比是多少？解： 水碳比3．某制氢装置用抽余油作原料，抽余油在进入预热段前测得其在操作状态下的流量为3t/h ，抽余油温度为25℃，压力为2.0MPa ，转化炉装剂量为11立方米，求转化炉的体积空速（抽余油平均分子量为92）？解；标准状态下，抽余油的体积流量为：×22.4 =730.4m 3/h h -1）4．如何计算气体标准状态下体积?解： V 0 = V ×P式中： V 0——标准状态下体积（标米3）V ——操作状态下体积（米3）P ——操作状态下压力（MPa ）t ——操作状态下的气体温度（℃）5．如何计算甲烷转化率？解： 甲烷转化率×100%上式中：x ——甲烷转化率CO%——炉出口转化气中CO 百分数含量CO 2%——炉出口转化气中CO 2百分数含量CH 4%——炉出口转化气中CH 4百分数含量6．已知某烃类蒸汽转化炉出口转化气组成如下：H 2：76.72%、 CH 4：3.205% 、CO ：9.411%、CO 2：10.67%，求转化炉的甲烷转化率？解：甲烷转化率×100%×100%7．某气体组成分析结果如下：分析单（%）：甲烷11.33 乙烷1.67 丙烷5.43 异丁烷5.57 正丁烷1.87 异戊烷0.04 正戊烷0.12 H 2 73.97求该气体中的总C 和总H 是多少？解：(甲、乙、丙、丁、戊)烷的碳原子数分别为：1、2、3、4、5(甲、乙、丙、丁、戊)烷的H 原子数分别为：4、6、8、10、12所以各种组分所含C 和H 分别为：C=11.33×1+1.67×2+5.43×3+5.57×4+1.87×4+0.04×5+0.12×5=61.52H=11.33×4+1.67×6+5.43×8+5.57×10+1.87×10+0.04×12+0.12×12+73.97=249.07 这是100个原料分子所含的C 和H ，所以1个分子原料所含总碳是0.6152，1个分子原料所含总氢是2.4907。
有机硫加氢有关计算一、有机硫加氢内容要点1、各种原料对硫的限制表1 工业催化剂工艺气中最低硫含量的要求工艺气硫含量要求/mg.m-3（标）CO耐硫变换催化剂入口 H2S≥80CO中变催化剂入口 H2S <300IGCC燃气 H2S≤20管道输送气（天然气、煤气等）总硫≤20碳酸丙烯酯法、本菲尔法、NHD法脱CO2 H2S≤5铜洗法脱除微量CO，CO2 H2S≤5CO低变催化剂入口总硫<1甲烷化脱除微量CO，CO2总硫≤1氨合成新鲜气总硫≤1甲醇合成气总硫≤ 0.1 F-T合成油原料气总硫≤ 0.1 醋酸合成气总硫≤ 0.1 醇醚合成气总硫≤ 0.1 MCFC气体总硫≤ 0.1富CO2合成甲醇新鲜气硫（以H2S计）≤ 0.06水蒸气制氢预转化催化剂入口总硫≤ 0.05 煤制油低温甲醇洗后合成气总硫≤ 0.05 焦炉气合成LNG 总硫≤ 0.052、有机硫加氢副反应原料或H2中有CO、CO2存在时，可发生甲烷化副反应或羰基硫水解的逆反应等。
有CO、CO2和水蒸汽同时存在时，发生CO变换反应。
CO 浓度很高时，还可发生歧化副反应，这些都是应该尽量避免的。
CO+3H2CH4+H2OCO2+H2S COS+H2OCO2+H2CO+H2OCO+H2O CO2+H22CO CO2+C歧化反应生成的碳以碳黑形式沉积在催化剂上，使催化剂的活性降低。
3、加氢反应原理分析大部分有机硫加氢反应的平衡常数相当大，随温度升高而降低。
但由于平衡常数相当大，甚至温度高至500℃时平衡常数仍为正值。
所以在工业操作条件下（不大于427℃）反应基本不可逆，不存在热力学限制，即采用较高的操作温度也不致因化学平衡的限制而影响脱硫效果。
加氢反应按反应速率大小，有以下规律：脱金属> 二烯烃饱和> 脱硫> 脱氧> 单烯烃饱和> 脱氮> 芳烃饱和噻吩类和其它几种有机硫加氢反应的速度有明显的差别。
在被处理的烃中含有几种硫化物时，其加氢速度被其中最难反应的硫化物（实际上就是噻吩类化合物）所控制。
4、催化剂中各种组分的作用就形态而言，催化剂组份分为三类：（1）无催化活性的Al2O3、CoAl2O4（深蓝色的尖晶石结构，不易被硫化）；（2）具有中等活性的CoO、MoO3和CoMoO4（紫色，在加热及含硫化氢的氢气中能硫化生成Co9S8和MoOS的混合物，MoOS通常认为它是MoO2和MoS2的混合物）；（3）催化活性较高的钴、钼氧化物的复合物。
催化剂在氧化态时显示出一定的活性，但在变成硫化态以前不可能达到最佳活性。
在所有活性组份中，真正的"活性"催化剂是被不可还原的钴促进的MoS2，这是一种四面体结构的络合物。
从微观结构上考虑，有机硫化物在钴钼催化剂活性表面上的反应复杂，涉及到硫原子与钼原子的吸附成键，C-S键的断裂，生成烃分子的脱附等诸多步骤。
研究表明，Co-Mo系催化剂中各化学组分的作用如下：（1）MoS2是活性相。
（2）CoO使MoS2晶体分离，减少熔结，使表面积不减少，从而避免活性减退。
（3）Al2O3不仅提供了较大的表面积和孔容，而且由于它的酸性比较弱，减少了烃类的裂解反应和积碳。
（4）Co位于MoS2的边缘位置或层间，从而使更多的配位不饱和钼中心裸露出来，提高了活性。
（5）Co不改变Mo的活性点，只增加了活性位数目，起了结构助剂作用。
5、催化剂的适用范围用作加氢转化的催化剂有Co-Mo系、Ni-Mo系和Ni-Co-Mo系、Fe-Mo系等。
Co-Mo 催化剂适应于加氢脱硫，Ni-Mo催化剂有更强的分解氮化物和抗重金属沉积的能力和脱砷能力，适用于加氢脱氮和脱砷。
Ni-Co-Mo催化剂对于有机硫转化、烯烃饱和氧加氢均有较优良的性能。
Fe-Mo催化剂适用于CO含量高达8%的焦炉气中有机硫的加氢，以满足中型化肥厂，甲醇厂生产工艺要求。
Cu-Mo对CS2转化率达91%，但对噻吩仅20%，适用于城市煤气。
催化剂载体大多用γ-Al2O3，而γ-Al2O3·TiO2和TiO2作为载体有其独特的性能（如低温活性较高，易于硫化等）。
当加氢脱硫温度较高，油品干点较高时，同时需要脱氮时采用SiO2-Al2O3载体，活性金属采用Ni和W。
沈阳三聚凯特生产的有机硫加氢催化剂品种齐全，质量属国内先进水平。
详情见表2.表2 三聚环保有机硫加氢催化剂系列产品型号T201 T202 T202A T202B T202C T202D 外观/mmΦ2.5～3.0条. Φ7×5～6棕褐色片Φ2～4球. Φ2～4球Φ4～6球. Φ3～5球堆密度/kg·L-10.65～0.750.7～0.9 0.6～0.8 0.75～0.85 0.55～0.75 0.65～0.75磨耗率/% ≤3-- ≤3 ≤3 <3 ≤2径向抗压碎力/N·cm-1≥147≥80≥60≥50 ≥70 ≥70使用压力/MPa 1.6～4.0 2.0～4.01.6～4.0常压～5.0 1.5～5.0 常压～4.0使用温度/℃350～420 320～400350～420200～280(入) 200～280(入) 250～320气空速/h-11000 1000～3000700～10001000～1500 <1000 1000～2000液空速/h-1-- 1～6————入口有机硫/10-6200～300200～300200～300≤200 ≤200 ≤500出口有机硫/10-6≥96%*≥65%**97%*≤0.1 ≤0.1 ≥96%*入口烯烃含量/%——≤7 7.0～20 —出口烯烃含量/%——<0.1 <0.1 —* 有机硫转化率**按行业标准的噻吩转化率6、关于催化剂预硫化问题氧化态催化剂中，氧化钼是活性组分的母体，CoAl2O4源自CoO和Al2O3的固态反应，CoAl2O是基底，上面沉积着单层MoO3型结构，有些钴掺入这个单层中。
在硫化过程中，MoO3单层分裂成MoS2的微晶体，其中掺杂着少量的钴离子，它有效地掺杂电子结构，生成Co配位于MoS2边角上的Co-Mo-S活性位，如图1所示。
图1 Co-Mo /Al2O3催化剂的表面结构它有2种即Co-Mo-S(Ⅰ)类活性相和Co-Mo-S(Ⅱ)类活性相，后者Mo以多层晶片结构的形式存在，与载体之间的作用较弱，易被完全硫化，因此Co-Mo-S(Ⅱ)类活性相的本证活性远远高于Co-Mo-S(Ⅰ)类活性相，这是也我们预硫化的最终目标。
7、催化剂的寿命加氢转化催化剂用于轻油和天然气中有机硫加氢时性能稳定，正常条件下操作一般使用寿命可达5年以上，有的可高达10年以上。
用于焦化干气、催化干气等有机硫加氢、烯烃饱和时，一般使用寿命4年左右。
焦炉气加氢、预加氢床寿命大于半年，一级大于1.5年，一级大于2年。
催化剂在操作过程中活性衰减有3种情况。
一是某些有害杂质存在（如少量CO、CO2、N2、NH3等）造成催化剂暂时失活，是可逆的。
一种是催化剂表面结炭，造成半永久性失活，通过再生可恢复活性。
另一种称永久性失活，如催化剂再生过程中因比表面的减少，活性物质钼的逸出流失以及由于某种物质（如砷）的存在生成非活性化合物所致，永久性失活时需要更换催化剂。
由于种种原因如操作中氢分压过低、温度过高、使用高沸点烃等都可使加氢转化催化剂在使用过程中逐渐积炭，致使催化剂活性逐步衰退。
8、有机硫加氢工艺流程简述（1）以天然气、石脑油、焦化干气为原料的加氢串氧化锌工艺将机硫加氢催化剂和氧化锌脱硫剂分别放在不同的反应器中，有机硫在加氢反应器中氢解为硫化氢后，再进入随后的氧化锌反应器中被脱除，解决了两种剂寿命不匹配和加氢催化剂预硫化的问题。
典型的工艺流程见下图2。
图2 加氢串氧化锌工艺1 加热炉；2 加氢反应器；3 氧化锌反应器（2）焦炉气脱硫煤制焦副产焦炉气中还含有（5～8）%的CO，加氢时很容易发生甲烷化副反应，还含有3%左右的烯烃，加氢时，也会放热，约（150～400）×10-6有机硫中COS占37%左右、CS2占50%左右、RSH占2%左右、C4H4S占11%左右，因此需用多段加氢反应器进行加氢，此时，仍难避免甲烷化、脱氧和烯烃饱和之类的副反应，引起的床层温升一般一级加氢 50℃～100℃，二级加氢 20℃～30℃。
工业上常见的工艺流程见下图3。
（压缩）焦炉气 → → → → → →→→ → 去转化工序图3 焦炉气脱硫工艺流程方框图用以上工艺，一级加氢有机硫转化率可达92%～94%，二级加氢有机硫转化率可达97%～98%，两级转化有机硫总转化率可达99.7%以上。
（3）以催化干气为原料的脱硫工艺 可用等温-绝热加氢或变温-绝热加氢工艺。
如果原料中的烯烃含量较高（大于10%），且没有其它原料进行调和使原料中的烯烃含量下降，此时已不可能采用一次性通过式流程，部分循环流程虽可使用，但因循环气量过大，已极不经济，这时可以考虑采用等温加氢串绝热加氢两段加氢流程，它尤其适用于总硫高达500×10-6左右，烯烃高达6%～25%的催化干气加氢。
典型的制氢原料两段加氢预处理工艺流程见图4。
这种流程是将高烯烃的原料气经过加热后首先进入一台等温列管式反应器。
反应器中列管内装填加氢催化剂（如T202B ），原料走管内，管外为取热载体，通常是水及水蒸气。
在反应器的上方设计一台蒸汽气包，用加氢反应所放出的热量发生蒸汽，通过控制气包的压力间接控制等温加氢反应的温度和反应的苛刻度。
在反应器出口串联一台绝热反应器，等温反应后的原料进入绝热反应器继续进行加氢反应。
一般由于汽包的压力不是很高，等温反应所进行的温度比较低（通常在250℃～270℃）。
在这种温度下，即便采用了低温活性好的加氢催化剂烯烃也难以完全饱和，有机硫也难以加氢转化，因而要依靠第二段的加氢反应器最终实现烯烃的完全饱和及有机硫的完全图 4 等温—绝热工艺流程简图吸附过滤 预加氢一级加氢 脱硫 二级加氢 精脱硫转化。
为发挥绝热加氢催化剂的最佳活性，一般控制等温反应器出口的烯烃含量在3%～5%（体积分数）。
这样，绝热反应器中原料气里的烯烃饱和和释放的热量可使反应器床层的温度达到催化剂的最佳温度范围。
除上述等温-绝热加氢工艺外，还有一种变温-绝热加氢工艺。
以上等温-绝热工艺和变温-绝热工艺同样也适用于烯烃含量高的催化裂化干气提取氢气后的非渗透气等。
二、有机硫加氢有关计算1 硫化时所用硫化剂量的计算(以清江石化5000m3/h催化干气制氢装置为例)：（1）催化剂的理论吸硫量：设一有机硫加氢催化剂装量为8.437吨(11m3)，催化剂活性组分含量为MoO3: 14%,CoO: 2.48%,NiO: 1.09%,试计算其理论吸硫量？解：已知MoO3分子量为143.94，CoO分子量为74.9，,NiO:分子量为74.7，硫分子量为32 则 MoO3完全变成MoS2的吸硫量为：W S1= 8.437×14%×2S/MoO3 = 8.437×14%×64/143.94=0.5252(t)CoO完全变成Co9S8的吸硫量为：W S2= 8.437×2.48%×8S/9CoO = 8.437×2.48%×(8×32)/(9×74.9) = 0.079(t)NiO完全变成Ni3S2的吸硫量为：W S3= 8.437×1.09%×2S/3NiO = 8.437×1.09%×(2×32)/(3×74.7) = 0.026(t)8.437吨催化剂总吸硫量为：W S1+W S2+W S3= 0.6302(t)，折合CS2为：0.6302×CS2/2S = 0.748 (t)=748Kg（2）实际加入CS2的量：需硫量原则按催化剂自重的6.5%，折合计CS2量：8.437×6.5%×CS2/2S = 0.651（t）= 651Kg （3）硫化度：催化剂实际吸硫量/催化剂理论吸硫量 = 8.437×6.5%÷ 0.6302=87%并未达到100%，其余13%可以靠操作中高温下继续硫化，以节省硫化时间。
