CN103242904B

CN103242904B - 一种加氢精制联合工艺方法

Info

Publication number: CN103242904B
Application number: CN201210024888.3A
Authority: CN
Inventors: 张龙; 齐慧敏; 李欣; 杨秀娜; 高景山
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Fushun Research Institute of Petroleum and Petrochemicals
Priority date: 2012-02-06
Filing date: 2012-02-06
Publication date: 2015-09-30
Anticipated expiration: 2032-02-06
Also published as: CN103242904A

Abstract

本发明公开了一种加氢精制联合工艺方法。FCC全馏分汽油分割为轻馏分和重馏分，轻馏分进行无碱脱臭，重馏分换热后和加热炉加热的新氢混合后进行加氢脱硫，分离反应流出物，所得液体与脱硫醇后的轻馏分进行调和，所得富氢气体作为柴油加氢精制的补充氢；粗柴油、循环氢及补充氢混合后进行加氢脱硫，加氢流出物进行分离得到柴油产品。本发明方法中，重馏分加氢采用新氢一次通过流程，减少了加氢过程中硫化氢与烯烃生成的硫醇硫的含量；重馏分汽油先换热再与加热炉出来的氢气炉后混油，减缓了汽油重馏分在加热炉加热时局部过热造成的结焦，从而有利于延长装置运行周期。

Description

一种加氢精制联合工艺方法

技术领域

本发明属于一种加氢精制联合工艺方法，具体地说是FCC汽油加氢和柴油加氢精制组合的工艺方法，尤其是生产低硫醇汽油的联合加氢工艺方法。

技术背景

随着世界经济的持续发展和环保要求的日益严格，低硫、超低硫清洁汽油的生产已是大势所趋。从我国汽油池的构成来看，FCC汽油组分占75%~80%。而FCC汽油的硫含量通常在100~2000μg/g，对我国汽油中的硫含量的贡献率最高，达到98%以上。而且，随着FCC加工的原料向重质化方向发展，将导致FCC汽油中的硫含量进一步增高。因此，顺应时代需要生产低硫、超低硫清洁汽油，FCC汽油脱硫就成为时代需要生产清洁汽油技术中必须解决的关键技术。

CN1597865A提出了一种全馏分FCC汽油等劣质汽油的加氢脱硫降烯烃的工艺方法。在氢气存在和温度逐级升高的条件下，与三种催化剂接触形成三个反应区。第一反应区脱除汽油中的双烯烃，第二反应区使用选择性脱硫催化剂脱除其中的有机硫化物及部分烯烃，第三反应区使用汽油改质催化剂提高汽油的辛烷值。该工艺方法催化剂运转周期长、液收高，但汽油脱硫的深度有限。

CN101508908A公开了一种超清洁汽油的生产方法，是一种劣质FCC汽油的超深度脱硫-恢复辛烷值加氢改质工艺。具体步骤为：将劣质全馏分汽油切割为轻馏分汽油和重馏分汽油；使轻馏分汽油与选择性脱二烯催化剂和脱硫-烃类单支链异构/芳构催化剂接触；使重馏分汽油与选择性加氢脱硫催化剂接触，反应流出物与补充脱硫-烃类多支链加氢异构催化剂接触，然后将轻馏分汽油和重馏分汽油混合得到清洁汽油产品。该方法适用于处理劣质FCC汽油，提高了产品的辛烷值并保持了较高的产品液收，但工艺相对复杂，装置氢耗较高，一次投资和操作费用都相对较高。

US5399258公开的汽油改质方法是，第一段经过加氢脱硫脱氮、烯烃加氢饱和后，得到的中间产物直接进入第二段进行辛烷值恢复反应。第一段的反应温度偏高，与第二段的反应温度持平。由于第一段的反应温度过高，导致最终产物产生大量硫醇硫，温度越高，产生的硫醇硫越多。

CN101492606A提供了一种产生低硫醇产物的FCC汽油加氢脱硫方法。包括：将包含硫化物的烃流进料至具有一个或多个加氢脱硫反应区的催化蒸馏反应器；将氢进料到催化蒸馏反应器；同时在催化蒸馏反应器中：将烃流分馏成重馏分和轻馏分；使氢气和轻馏分接触以形成H₂S和硫含量被降低的轻馏分；回收作为塔顶产物的轻馏分、H₂S和氢；回收重馏分；将塔顶产物加热至500℉~700℉；将加热的塔顶产物和氢进料至高温低压反应器，以形成H₂S和硫含量被降低的反应流出物；分离反应流出物、H₂S和未反应的氢，以形成轻烃馏分和包含H₂S和氢的馏分；将轻烃馏分的一部分再循环至催化蒸馏反应器。该方法能有效降低产品汽油中的硫醇类硫，但操作比较复杂，控制不易稳定。

目前，在有代表性的FCC汽油脱硫工艺技术中，国外主要是法国石油研究院（IFP）开发的Prime-G+工艺和Mobil公司的SCANfining工艺；国内主要是中国石化石油化工科学研究院（RIPP）的RSDS工艺和抚顺石油化工研究院（FRIPP）开发的OCTM-D工艺。这些技术的共同特征就是针对FCC汽油硫化物主要集中在重馏分中，轻馏分中的硫化物以硫醇为主，而且高辛烷值的烯烃组分集中在轻馏分中的特点，按70℃~100℃分割点将汽油分馏为轻重两部分，重馏分使用专有的催化剂进行选择性加氢脱硫，轻馏分采用无碱脱臭等方法脱硫醇，然后将两种馏分混合得到产品汽油。这些技术能有效地脱除FCC汽油中的硫含量，并保证汽油辛烷值损失最小。但都存在投资较大、装置能耗高、运转周期短、硫醇重组的缺点。

在现有技术中，汽油加氢和柴油加氢装置组成的联合装置，由于柴油加氢处理量往往大于汽油加氢，柴油加氢采用氢气循环流程，设置独立的新氢压缩机和循环氢压缩机。汽油加氢均设置氢气压缩机，且设置汽油原料油加热炉，使得汽油易造成局部过热引起结焦现象严重，运转周期得不到保证；并且产品汽提塔采用再沸炉汽提，装置的设备投资和运行费用较高。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种FCC汽油深度脱硫、生产低硫醇汽油的联合加氢工艺方法。

本发明联合加氢工艺方法包括以下步骤：

a、将FCC全馏分汽油分割为轻馏分汽油和重馏分汽油，所述轻馏分汽油和重馏分汽油的切割温度为50℃~80℃；

b、步骤a所得轻馏分汽油进行无碱脱臭，脱除含有的硫醇化合物；

c、步骤a所得重馏分汽油与加热后的新氢混合进入汽油加氢反应器进行加氢脱硫反应，反应流出物进入分离器进行气液分离，所得富氢气体经升压后作为柴油加氢精制装置的补充氢，所得液相经汽提后和步骤b所得脱硫醇后的轻馏分汽油混合作为调和汽油送出装置；

d、柴油原料与循环氢以及步骤c所得补充氢混合后，一起进入柴油加氢反应器，反应流出物进入分离器进行气液分离，所得富氢气体经脱硫后循环使用，所得液体经汽提塔汽提后送出装置，得到柴油产品。

步骤a 中所述的轻馏分汽油和重馏分汽油的切割点由FCC汽油中的硫和烯烃含量分布来确定，一般为50℃~80℃。

步骤b中所述的无碱脱臭为本领域中熟知的技术。如无碱脱臭的条件一般为：反应器操作压力0.1~1.0MPa，反应温度20℃~70℃，进料空速0.5~2.0h^-1，空气流量/进料量体积比为0.1~1.0。所用催化剂及助催化剂为本领域常用的催化剂，可以选择市售商品或者根据本领域的知识进行制备。

步骤c中所述的汽油加氢脱硫反应器采用新氢一次通过流程。

步骤c 所述的汽油加氢反应器的操作条件为：反应压力1.0 MPa~4.0 MPa、反应入口温度250℃~300℃、体积空速2.0h^-1~12.0h^-1、氢油体积比200∶1~ 600∶1，优选400∶1~ 500∶1。氢油体积比适当增大一些，以利于保证加氢反应器入口温度且具有一定的操作弹性。

步骤c中，所述的新氢可以进入独立加热炉进行加热，或者进入柴油加氢精制装置的进料加热炉或其对流段加热，通过加热炉氢气旁路来控制新氢炉出口温度。

步骤c 所述的新氢可以由新氢管网直接送来，或由步骤b 所述柴油加氢装置的补充氢压缩机一级出口送来，经汽油加氢脱硫反应器、气液分离器后，所得富氢气体可以返回到柴油加氢精制装置的补充氢压缩机的二级入口，再经过压缩后作为柴油加氢的补充氢。

步骤c中所述汽油加氢反应器中使用的催化剂采用选择性加氢脱硫催化剂。选择性加氢脱硫催化剂一般以氧化铝或含硅氧化铝为载体，活性金属一般选自W、Mo、Ni和Co中的一种或几种，还可以含有常规助剂，如K、Ca、P、Si、F、B、Ti和Zr中的一种或几种。以催化剂的重量为基准，活性金属含量以氧化物计为8.0wt%～20.0wt%，优选为10.0wt%～18.0wt%；助剂含量为1.0wt%～6.0wt%，优选为1.5wt%～5.0wt%。加氢脱硫催化剂可以选择已有的商业加氢脱硫催化剂，如抚顺石油化工研究院研制的FGH-21、FGH-31催化剂，北京石油化工科学研究院研制的RSDS-1等汽油加氢催化剂，或者可以根据需要按照本领域的现有方法进行制备。

步骤c 所述重馏分汽油进入加氢反应器前先和柴油加氢精制装置适当温位的物流，通常是与柴油加氢反应流出物换热到180℃~230℃，优选200℃~210℃，以防止重馏分汽油中的二烯烃组分在高温下聚合结焦，从而保证该换热器长周期运行。换热后的重馏分汽油再与加热炉加热的新氢混合进入加氢反应器。加氢反应器混合进料的温度通过串级控制氢气加热炉出口温度来实现。

步骤d 所述的柴油原料的干点一般为330~380℃，一般为馏程为170℃~380℃的柴油组分。柴油原料可以是焦化柴油、催化柴油或直馏柴油中的一种或几种。

步骤d 所述柴油加氢反应器的反应条件为：反应压力6.0 MPa~18.0 MPa、反应入口温度230℃~300℃、体积空速0.2h^-1~8.0 h^-1、氢油体积比200∶1~1000∶1。柴油加氢使用的催化剂可以为常规柴油加氢精制催化剂。常规柴油加氢精制催化剂一般以ⅥB族和/或第Ⅷ族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体。第ⅥB族金属一般为Mo和/或W，第Ⅷ族金属一般为Co和/或Ni。以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属含量以氧化物计为8wt%~28wt%，第Ⅷ族金属含量以氧化物计为2wt%~15wt%，其物理性质如下：比表面为100~650m²/g，孔容为0.15~0.8 mL/g。可以采用本领域的普通加氢精制商业催化剂，或几种适宜催化剂的级配组合。如抚顺石油化工研究院研制的FH-98、FH-DS、FH-UDS，或北京石油化工科学研究院研制的RN-10、RN-1、RN-10B等加氢精制催化剂，或者按照本领域的现有方法进行制备。

与现有技术相比，本工艺方法通过加氢装置联合，优化工艺流程，实现了不同原料在最适宜条件下获得理想的综合加工效果，具有以下优点：

1、通过联合加氢工艺，采用柴油精制装置高温位反应物流供热给汽油精制反应进料物流，避免了FCC汽油重馏分在加热炉加热时因局部过热造成的结焦，有利于延长装置运行周期。

2、通过联合加氢工艺，使装置间的换热网络温位匹配更为合理，有利于装置低温位热的利用，从而降低联合装置能耗。

3、将FCC汽油全馏分按一定切割点分为轻汽油馏分和重汽油馏分，使噻吩硫不进入轻馏分中，对硫含量较高的重汽油馏分进行深度脱硫，保证混合汽油产品硫含量降到5~50μg/g；同时，产品汽油的辛烷值损失＜2个单位。

4、采用新氢一次通过汽油精制反应器的流程，减少了现有技术中氢气循环使用所引起的H₂S和烯烃再化合成硫醇的可能，也有利于汽油精制反应深度脱硫。

5、采用氢气一次通过汽油精制反应器，取消汽油精制装置循环氢压缩机和循环氢脱硫系统，有利于降低装置能耗及减少装置投资。

6、汽油精制装置采用炉后混油工艺，有效防止了进料加热炉炉管结焦和反应器顶部积炭，大大延长装置运转周期。

7、本发明工艺流程短、工艺先进合理、节省设备多、设备投资少、操作费用低、装置能耗低、运行周期长、产品质量保证等优点，对于新设计或新建装置具有装置投资少、占地少，装置能耗先进，产品满足指标等特点；对于旧装置改造具有改造费用低，降低装置能耗，延长装置运转周期等特点。

附图说明

图1是本发明提供的联合加氢工艺方法流程示意图。

其中1为FCC汽油，2为切割塔，3为柴油精制反应生成物/汽油精制反应原料油换热器，4为汽油精制反应器，5为氢气加热炉，6为新氢压缩机，7为汽油精制反应分离器，8为精制汽油汽提塔，9为产品汽油，10为粗柴油，11为柴油精制反应进料加热炉，12为柴油精制反应器，13为柴油精制反应分离器，14为精制柴油汽提塔，15为新氢，16为柴油汽提塔顶出料，17为汽油汽提塔顶出料，18为精制柴油，19为循环氢压缩机。

具体实施方式

下面结合图１对本发明所提供的方法进行进一步的说明：

FCC汽油1进入切割塔2进行分馏，得到轻汽油馏分和重汽油馏分。其中重汽油馏分经柴油精制反应生成物/汽油精制反应原料油换热器3换热升温到约200℃，和从新氢压缩机6一级压缩出口出来并经氢气加热炉5加热升温到350℃~550℃后的新氢混合进入汽油精制反应器4，进行脱硫、二烯烃饱和等反应。反应流出物经换热冷却后进入汽油精制反应分离器7，分离后的气相富氢气体去新氢压缩机6的二级入口；分离后的液相去精制汽油汽提塔8进行汽提，脱除其中的H₂S和轻烃，然后和切割塔塔顶经过碱洗的轻汽油馏分混合作为汽油产品9送出装置。

粗柴油10换热升温后与新氢压缩机6和循环氢压缩机19送来的混氢混合换热升温后进入柴油精制反应进料加热炉11，加热升温到230℃~300℃后进入柴油精制反应器12，进行加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧和加氢饱和等反应。反应流出物经柴油精制反应生成物/汽油精制反应原料油换热器3换热、冷却后进入柴油精制反应分离器13进行气液分离，分离出的气相富氢气体脱硫后经循环氢压缩机19压缩循环使用；分离出的液相进入精制柴油汽提塔14进行汽提塔，从精制柴油汽提塔14得到精制柴油18送出装置。

实施例1~4

某炼厂60万吨/年FCC汽油加氢精制装置与250万吨/年催化裂化柴油加氢精制装置组成联合装置。

FCC全馏分汽油经过过滤、逐级换热升温后进入切割塔，分为轻汽油馏分和重汽油馏分。重汽油馏分升压后与柴油精制装置适当温位的反应流出物换热到200℃，与新氢压缩机送来经氢气加热炉加热到510℃的氢气混合进入汽油加氢精制反应器进行脱硫等化学反应，反应流出物经换热、冷却到约40℃后进入反应产物分离器，分离得到富氢气体送往新氢压缩机二级入口分液罐，经升压后送往柴油精制装置；分离得到的液相进入产品汽提塔，在汽提塔塔顶得到塔顶气、在汽提塔塔底抽出精制汽油，汽提塔采用再沸器汽提，其热源由联合装置柴油精制装置适当温位的柴油提供。经汽提后的精制汽油与经过无碱脱臭的轻汽油馏分混合作为汽油调和组分送出装置。

催化裂化粗柴油换热升温后与混氢混合，经换热、加热升温到325℃后进入柴油精制反应器，进行加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧和加氢饱和等反应。反应流出物经换热、冷却后进入柴油精制反应分离器进行气液分离，分离出的气相富氢气体脱硫后经压缩循环使用；分离出的液相经汽提后得到精制柴油送出装置。

本联合装置中采用柴油加氢反应流出物给汽油加氢原料油换热升温到约200℃，汽油加氢装置氢气和柴油加氢进料共用一台加热炉，汽油加氢的补充氢由新氢压缩机一级出口引出。

采用上述的工艺流程。其中无碱脱臭采用中国石油大学(北京)开发的无碱脱臭Ⅱ型工艺，催化剂为中国石油大学（北京）研发的AFS-12预制型催化剂。汽油加氢脱硫催化剂为抚顺石油化工研究院研制生产的FGH-21、FGH-31加氢催化剂。

FCC粗汽油在切割塔中切割分离，轻馏分与重馏分的切割温度为75℃，得到轻馏分和重馏分。轻馏分进入无碱脱臭单元，脱除硫醇硫。重汽油馏分经加氢脱硫，精制汽油和无碱脱臭轻馏分汽油混合作为产品汽油送出装置。FCC粗汽油性质见表1；无碱脱臭条件的工艺条件见表2；重汽油馏分加氢脱硫的工艺条件见表3；产品汽油性质见表4。

表1 FCC粗汽油性质

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					原料油	原料油1	原料油2	原料油3	原料油4
密度(20℃)，g/cm³	0.7344	0.7236	0.7300	0.7317
					硫含量，μg/g	480	580	900	1150
硫醇硫，μg/g	53	78	88	96
					烯烃，v%	27.3	34.4	43.5	33.0
RON	93.6	93.3	92	94.5
					馏程(D 86)，℃
IBP/10%	23/44	27/47	42/56	32/51
					30%/50%	68/99	64/92	68/97	67/101
70%/90%	136/172	130/163	131/163	140/176
					95%/ FBP	186/191	177/188	185/193	187/201

表2 无碱脱臭工艺条件

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					原料油	轻馏分汽油	轻馏分汽油	轻馏分汽油	轻馏分汽油
催化剂	AFS-12	AFS-12	AFS-12	AFS-12
					温度，℃	40	40	45	50
压力，MPa	0.6	0.6	0.7	0.7
					体积空速，h^-1	2.0	2.0	1.8	1.8
气/油比，v/v	0.7	0.7	0.85	0.85

表3 加氢脱硫单元工艺条件

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					原料油	重馏分汽油	重馏分汽油	重馏分汽油	重馏分汽油
催化剂	FGH-21	FGH-21	FGH-21/FGH-31	FGH-31
					反应温度，℃	265	265	260	255
氢分压，MPa	1.8	1.8	1.6	1.6
					体积空速，h^-1	3.0	3.0	2.5	2.5
氢油比（总），v/v	420	420	400	400

表4 产品汽油性质

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					密度(20℃)，g/cm³	0.7257	0.7200	0.7216	0.7243
硫含量，μg/g	9	10	8	8
					硫醇硫，μg/g	<5	<5	<5	<5
RON	92.5	91.9	90.3	92.4
					馏程(D 86)，℃
IBP/10%	40/64	33/54	45/63	41/65
					30%/50%	86/116	75/105	78/113	84/117
70%/90%	138/175	132/168	139/179	143/179
					95%/ FBP	188/199	178/190	191/200	191/206

柴油加氢催化剂采用抚顺石油化工研究院研制的3936或FH-UDS加氢催化剂，柴油在精制反应器内进行加氢脱硫、加氢脱氮、加氢脱氧和加氢饱和等反应。柴油原料的性质见表5；催化裂化柴油加氢精制的操作条件见表6，精制柴油产品性质见表7。

表5 柴油原料性质

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					原料油	催化柴油	焦化柴油	催柴/焦柴=86/14	催柴/焦柴=90/10
密度（20℃）g/cm³	0.8549	0.8159	0.8506	0.8517
					馏程，℃
IBP/10%	170/200	162/212	172/204	169/202
					30%/50%	221/252	244/273	228/261	224/259
70%/90%	301/352	300/328	300/349	301/350
					95%/EBP	371/378	338/347	368/374	370/376
实际胶质，mg/100mL	245	62.4	229	237
					十六烷值	39.4	47	39.9	39.7
S/N，μg/g	800/836	1130/968	945/845	978/832

表6 柴油加氢精制操作条件

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					原料油	催化柴油	焦化柴油	催柴/焦柴=86/14	催柴/焦柴=90/10
催化剂	3936	FH-UDS	FH-UDS	FH-UDS
					反应温度，℃	330	350	350	350
反应压力，MPa	6.5	6.8	6.8	6.8
					体积空速，h-1	0.8	1.54	1.54	1.54
氢油比（总），v/v	700	360	360	360

表7 精制柴油产品性质

项目	实施例1	实施例2	实施例3	实施例4
					密度（20℃）㎏/m³	847	801	840	841
硫，μg/g	15	50	50	50
					十六烷值	52.6	51	53	53.2
馏程，℃
					IBP/10%	187/214	167/214	237（5%）/246	185/212
30%/50%	231/258	229/255	271/280	230/261
					70%/90%	296/320	289/315	312/336	302/324
95%EBP	354/362	335/345	355/365	356/365

用相同原料生产同等质量的汽油和柴油产品，本发明与现有技术相比，本发明的联合装置减少了汽油精制装置循环氢压缩机，采用氢气一次通过汽油精制反应器，氢气加热炉炉后混油的工艺，并利用联合装置柴油精制高温位的反应流出物供汽油精制原料油换热升温。在取得同样加氢精制结果的前提下，节省了装置的一次性投资，降低了装置能耗，并延长了装置的运行周期。

Claims

1.一种加氢精制联合工艺方法，包括以下步骤：

c、步骤a所得重馏分汽油与新氢混合进入汽油加氢反应器进行加氢脱硫反应，反应流出物进入分离器进行气液分离，所得富氢气体经升压后作为柴油加氢精制装置的补充氢，所得液相经汽提后和步骤b所得脱硫醇后的轻馏分汽油混合作为调和汽油送出装置；其中，所述的新氢由柴油加氢精制装置的补充氢压缩机一级出口送来；所述的富氢气体返回柴油加氢精制装置的补充氢压缩机的二级入口，经过压缩后作为柴油加氢的补充氢；

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c中所述的汽油加氢脱硫反应器采用新氢一次通过流程，重馏分汽油先与柴油加氢流出物进行换热升温后，再与经过加热炉加热后的新氢进行混合。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c 所述的汽油加氢反应器的操作条件为：反应压力1.0 MPa~4.0 MPa、反应入口温度250℃~300℃、体积空速2.0h^-1~12.0h^-1和氢油体积比200∶1~ 600∶1。

4.按照权利要求2所述的方法，其特征在于，步骤c 所述的新氢进入独立加热炉进行加热，或者新氢进入柴油加氢精制装置的进料加热炉或其对流段加热，通过加热炉氢气旁路来控制新氢炉出口温度。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c中所述汽油加氢反应器中使用的选择性加氢脱硫催化剂以氧化铝或含硅氧化铝为载体，活性金属选自W、Mo、Ni和Co中的一种或几种，还含有K、Ca、P、Si、F、B、Ti和Zr中的一种或几种作为助剂；以催化剂的重量为基准，活性金属含量以氧化物计为8.0wt%～20.0wt%，助剂含量为1.0wt%～6.0wt%。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c 所述重馏分汽油在和新氢混合前先与柴油加氢反应流出物换热到180℃～230℃。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤d 所述的柴油原料的干点为330～380℃。

8.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤d 所述柴油加氢反应器的反应条件为：反应压力6.0 MPa~18.0 MPa、反应入口温度270℃~400℃、体积空速0.2h^-1~8.0 h^-1和氢油体积比200∶1~1000∶1。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于，柴油加氢精制催化剂以ⅥB族和/或第Ⅷ族金属为活性组分，以氧化铝或含硅氧化铝为载体；以催化剂的重量为基准，第ⅥB族金属含量以氧化物计为8wt%~28wt%，第Ⅷ族金属含量以氧化物计为2wt%~15wt%，其物理性质如下：比表面为100~650m²/g，孔容为0.15~0.8 mL/g。