重两个馏分，轻组分用碱洗脱硫，重组分采用加氢脱硫，脱硫后调合成产品，按脱硫后调合油中硫为200ug/g计，其不同切割温度要求重组分加氢脱硫率示于图3-2-15。从图中可以看出，切割温度愈高，重组分加氢脱硫率愈高。当切割温度为90℃时，重组分加氢脱硫要求为93﹪，当切割温度为105℃，重组分加氢脱硫要求为100﹪，即得不到硫含量为200ug/g的生成油。加氢脱硫率愈高，加氢时辛烷值损失愈大。因此，必须按照原料油性质及其产品硫含量的要求，选择适宜的切割温度，才能得到最佳的结果。
（2） 催化裂化石脑油加氢精制工艺参数的优化
在开发出具有高的加氢脱硫活性、较低的烯烃饱和性能和高选择性催化剂的基础上，采用催化剂FGH-20/FGH-11组合装填，考察了不同条件下重组分加氢脱硫率、烯烃饱和率和辛烷值损失之间的关系。
以加氢脱硫率来表征硫活性，以单位辛烷值损失所能达到的脱硫率来表征过程的选择
?性，在整个试验过程中，C5液体产物收率均大于99﹪，试验原料为原料油大于90℃的重组
分，其硫含量为2850ug/g、RON为92.0。加氢工艺参数的影响分别示于图3-2-16至图3-2-19。
从图3-2-16至图3-2-19可以看出，随着反应温度的提高，脱硫活性近似以直线增加，但是选择性基本上呈对数下降，反应温度在240-260℃之间，辛烷值损失急剧增加。因此，应根据催化裂化石脑油脱硫深度的要求选择适宜的反应温度，反应温度以较低一些为宜，以减少加氢过程中RON的损失。
反应压力对脱硫活性和选择性的影响与反应温度的影响类似，提高反应压力可以提高加氢脱硫活性，但是烯烃饱和程度也相应增加而使辛烷值损失增加，较低的反应压力下选择性较高，总之，选择压力要综合考虑。
空速提高，活性有所下降，但选择性增加较快，当空速由1.0/h增加到4.0/h时，脱硫率仅下降6﹪，而选择性却增加了近50﹪，说明反应空速不宜过低。
氢油比对选择性和活性的影响均不显著，只要能满足水力学要求，氢油比尽量低一些以节省能耗。试验表明，脱硫率与辛烷值损失有较好的相关性，其关系示于图3-2-20。从图中可以看出，当脱硫率较高时，辛烷值损失急剧增加，例如当脱硫为90﹪时，辛烷值损失为5个单位，脱硫率为95﹪时，辛烷值损失达7.3个单位，当脱硫率为98﹪时，辛烷值损失则为9个单位。
加氢脱硫是原料中的硫化物在氢气和催化剂作用下转化生成硫化氢的过程。生成的硫化氢，少部分与循环氢中的氨生成铵盐，经水洗除去，还有一部分在油漆分离过程中部分溶解于油品中被携带出装置，由于氢气循环使用，大部分会残存于反应系统中，如果没有响应的脱除循环氢中硫化氢的措施，反应系统的硫化氢维持在较高的水平，会抑制催化剂的加氢脱硫活性，油漆是在深度加氢脱硫的情况下，将显著影响其脱硫效果。
循环氢中不同硫化氢浓度对加氢脱硫效果影响列于表3-2-18，从表中数据可以看出，随着反应器入口循环氢中硫化氢含量的增加，精制油中硫含量相应增加，当循环氢中硫化氢
浓度为0﹪时，可以将精制油中硫脱至70ug/g，当循环气中硫化氢浓度达0.47﹪（v/v）时，精制油中硫含量达到310ug/g，表明硫化氢对脱硫效果的影响是显著的。对于加工含硫量较高的催化裂化石脑油选择性加氢脱硫装置，应考虑建设循环氢脱硫化氢装置。
（3）对不同原料的适应性
OCT-M催化裂化汽油选择性加氢脱硫工艺评价了1＃、2＃广州石化、齐鲁石化、石家庄炼化和安庆石化重汽油选择性加氢脱硫的效果，如表3-2-19所示，在该条件下1＃、2＃广州石化、齐鲁石化、石家庄炼化和安庆石化将重组分选择性加氢脱硫后与轻组分的调合汽油效果，如表3-2-20所示。
从表3-2-19和表3-2-20中可以看出，OCT-M催化裂化汽油选择性加氢脱硫工艺对原料的适应性较强，如果采用压力1.6MP，反应温度260-280℃，体积空速3.0/h，氢油比300:1（v/v）条件，以90℃为轻、重馏分切割点温度，该工艺可以将1＃广州石化催化裂化汽油的硫含量和烯烃含量由1635ug/g和52.9v﹪降低到192ug/g和42.1﹪（v/v），而RON损失1.7个单位，抗爆指数（R+M）/2损失1.2个单位；2＃广州石化催化裂化汽油的硫含量和烯烃含量由806ug/g和47.3﹪（v/v）降低到97ug/g和39.0﹪（v/v），而RON损失2.0个单位，抗爆指数(R+M)/2损失1.3个单位。
对于齐鲁石化、石家庄炼化及安庆石化催化裂化汽油，可以达到总脱硫率在85﹪以上，而RON损失小于2.0个单位，表现出了较好的原料适应性。
（4）工业装置运转结果 在工业装置运转一年之后，进行了第三次标定，其结果分别列于表3-2-21至表3-2-23。从表中数据可以看出，催化裂化石脑油选择性加氢脱硫辛烷值损失小，RON损失小于2个单位，产品收率高达99﹪以上，装置能耗、物耗较低，说明这一技术是成功的。
第三套OCT-M装置于2005年7月在武汉石化投入工业生产，装置规模为40吨/年，开工后进行了初活性标定，其结果列于表3-2-24。表中数据表明，可以得到含硫量低于100ug/g的优质汽油组分，满足生产要求，RON损失0.5个单位，脱硫率为88﹪
2.RSDS选择性加氢脱硫技术
该技术由RIPP开发，其实先将催化裂化石脑油分割成轻、重两个馏分，轻馏分进行碱液抽提脱硫，重组分进行选择性加氢脱硫，然后将轻，重组分混合进行固定床脱硫醇。其原则流程示于图3-2-21.
由图可以看出，RSDS装置包括三部分：全馏分催化裂化石脑油分馏系统、重馏分选择
性加氢脱硫系统及石脑油脱硫醇系统。
RSDS技术中关键的是重馏分选择性加氢脱硫单元，该单元使用的催化剂为专用催化剂，工业应用时使用了RGO-2及RSDS-1催化剂。轻组分（LCN）经碱液抽提后，仅总硫及硫醇量下降，其他性质基本不变。轻组分抽提前后主要性质示于表3-2-25。
重组分进行选择性加氢脱硫，加氢主要操作条件为：反应器入口温度261℃，反应器入口压力为1.8MPa,加氢前后油品性质示于表3-2-26，原料及产品性质列于表3-2-27。
从表中数据可以看出，催化裂化石脑油全馏分脱硫率为65.8﹪，烯烃饱和率为6.7﹪，RON损失0.8个单位。该装置运转时消耗纯氢小于0.2﹪。
3.MIP-DS和FRS催化裂化石脑油全馏分加氢技术
为适应生产清洁燃料的需求，催化裂化装置采取了一系列新的技术措施，如优化催化裂化装置进料，降烯烃等一系列助剂的应用，使催化裂化石脑油的硫和烯烃含量均有不同程度的降低，从而降低了催化裂化石脑油加氢脱硫时的脱硫率，也相应减少了在加氢脱硫过程中烯烃的损失，从而使加氢过程辛烷值损失降低，即使采用全馏分加氢，其辛烷值损失也在可以接受的范围之内，因而RIPP开发了MIP-DS加氢脱硫技术。
FRIPP开发了FRS加氢脱硫技术，其技术的基本原理与MIP-DS加氢脱硫技术一样。 研究单位开发了各自的专用催化剂；其工艺流程与常规的馏分油加氢工艺相同。不需要对原料进行分馏，从而简化了生产装置的工艺流程。
MIP-DS加氢脱硫技术典型的中型试验结果列于表3-2-28。FRS加氢脱硫技术试验结果列于表3-2-29。
从表中数据可以看出，两种工艺均可以大幅度降低全馏分催化裂化石脑油中的硫含量，而辛烷值损失均小于两个单位。
4.Prime-G+工艺
该工艺由IFP开发，其示意图流程见图3-2-22。该工艺分为两部分，一是Prime-G+第一段，包括选择性加氢（SHU）和分馏；二是Prime-G+双催化剂系统加氢。工业装置已有60套。
（1） 选择性加氢（SHU）发生如下反应：
· 二烯烃加氢；
· 反式烯烃异构为顺式烯烃（双键异构）； · 轻硫醇及轻硫化物转化为较重的硫化物。
（2） Prime-G+第一段具有如下特点：
· 该工艺进料为催化裂化汽油全馏分，在SHU反应器中不发生脱硫反应，而只是简
单地把轻硫化物转化为重硫化物，轻硫化醇和硫化物几乎完全转化，而不生成硫化氢。分馏后轻石脑油基本上不含硫，可作为醚化或烷基化原料；
· 生成的重质硫化物在分馏时留在中组分中，经过选择性加氢予以脱硫； · 由于操作条件缓和，只需要碳钢设备，且氢耗低、投资低、无含碱污水处理问题。 Prime-G+第二段是重组分选择性加氢脱硫，该工艺采用了两种催化剂，通过第一种催化剂完成大部分脱硫反应，第二种催化剂是精加工催化剂，基本没有烯烃饱和，只是降低产品中硫醇含量，所以它可以加工硫含量为100-4000ug/g的原料，并将产品中的硫降至10ug/g一下，而辛烷值损失较低。其产品硫含量与辛烷值损失的关系示于图3-2-23，SHUD反应结果示于表3-2-30，装置运转实例示于表3-2-31。可以看出，即使将生成油中硫含量降至10ug/g（脱硫率达98﹪），抗爆指数损失也只在1.5左右。
（四） 加氢脱硫——辛烷值恢复工艺
1.RIDOS加氢脱硫技术
RIDOS加氢脱硫异构降烯烃技术由RIPP开发，是将催化裂化石脑油分割成轻、重两组分，轻组分烯烃含量高，硫含量低且以硫醇为主，利用碱精制方法将硫醇硫转化为二硫化物脱除，从而可避免烯烃加氢饱和，减少辛烷值损失；重组分烯烃含量相对较低，硫含量较高且以噻吩类硫为主，经加氢精制实现深度脱硫，烯烃被加氢饱和，再通过异构催化剂进行异构化，使低辛烷值的烷烃进行异构，提高其辛烷值，同时也发生部分裂解；将处理后的轻、重组分混合构成RIDOS产品。控制好催化裂化石脑油切割点，可以使硫和烯烃含量大幅度降低，而其辛烷值损失较小，但同时有部分石脑油转化为液化气而降低了液体收率。其原则流程示于图3-2-24.