万吨蜡油加氢裂化装置开工技术总结汇报
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加氢裂化反应器切线高度38.27米、内径4.4米，催化剂装填量708840kg，预计 装填时间10天，而实际装填时间只用了不到9天时间。
此次催化剂装填，所有到货催化剂全部按计划装填完毕，实际装填数据与原 定催化剂装填方案基本吻合。
12
催化剂装填 干燥
13
催化剂干燥
干燥介质：氮气
氮气纯度为99.6％，氧含量为0.03％，氢加烃含量小于0.01％。
干燥时系统压力：4.0MPa
14
干燥温度 / ℃
催化剂干燥
250
200
150
100
设计干燥曲线
第一床层入口温度
50
第六床层出口温度
0 0 4 8 12 16 20 24 28 32 36 40 44 48 52 56 60 64 68 干燥时间 / h
150～200℃干燥时 间56小时。
干燥过程：
TE12702D
TE12702E
TE12702F
TE12704A
TE12704B
220
TE12704C
TE12704D
但催化剂床层温度远没有超过预湿最
TE12704E
TE12704F
TE12706A TE12706C
TE12706B TE12706D
高温度240℃的限制条件，因此，对
TE12706E
23
装置初期运行状况
经过初期调整，4月23日13时30分所有产品合格（从预湿到产品合格共用时4天22 小时）。主要操作参数如下： 反应器进料：250t/h (50～60%设计负荷) 系统压力：13.53MPa 循环氢量：613918Nm3/h 催化剂床层平均温度：364℃
2009年4月28日19:30分切换减三线蜡油35t/h，装置处理量为310t/h（65％设计负荷 ），催化剂床层平均温度升至381℃，后续逐渐调整CGO的掺炼比例。
2006年10月 全厂基础设计及审查完成 2006年11月 详细设计开工 2006年11月 地管工程施工启动 2006年12月 总公司批准基础设计 2007年03月 基础施工 2007年09月 土建交安 2009年03月 工程安装，竣工中交 2009年04月 开工投产
2000
1500
1000
500
0
10
20
30
40
50
60
70
时间 /h
DMDS注入量与循环氢中H2S浓度关系曲线
20
催化剂预硫化 切换原料
硫化氢穿透床层12小时后，分三步缓慢切换直馏VGO，同时外甩开工 柴油，中间间隔为1小时。切换VGO与反应部分缓慢升温、升压同时进 行，在升温至240℃之前实现全部切换。催化剂床层温度达到280℃之 前启动注水泵开始注水。
18
H2S穿透共用 时13h23min
催化剂预硫化 切换原料
350
300
反应器入口温度 250 169℃时开始注入
DMDS。
200
H2S 穿透
14 高温硫化阶段
12
10
开始注水点
8
催化剂温度, °C 系统压力/ DMDS累计注入量
150
整个硫化过
100
程用时65h
50
6
开始切换减压蜡油 4
精制段 WABT
9
蜡油加氢裂化装置开工总结
10
装置开工
催化剂装填 干燥
① 催化剂装填 ② 催化剂干燥
催化剂预硫化 切换原料
① 催化剂预湿 ② 催化剂预硫化 ③ 切换原料
装置初期运行状况
① 原料情况和主要操作参数 ② 开工期间物料平衡 ③ 产品质量情况
小结
11
催化剂装填 干燥
本装置反应器分成相同的两系列（R101A/B），每个反应器均设六个床层。 反应器内装三种类型的催化剂，分别为：加氢保护催化剂、精制催化剂、裂 化催化剂。
24
密度 kg/m3 残炭 %(m/m) 硫含量 %(m/m) 氮含量 ppm 粘度 mm2/s
初馏点 ℃ 5% ℃ 10% ℃ 20% ℃ 30% ℃ 40% ℃ 50% ℃ 60% ℃ 70% ℃ 80% ℃ 90% ℃ 95% ℃
终馏点 ℃
原料性质
减二线 916.7 0.03
268.8 323.2 329.2 348.4
2001年04月 开始预可研 2002年04月 开始可行性研究 2004年08月 可研报告得到国家批复 2004年11月 总公司成立炼油项目
领导小组及管理项目组 2005年03月 完成总体设计 2005年08月 基础设计开始 2005年11月 总公司批准总体设计 2005年12月 开工奠基
400万吨/年蜡油加氢裂化装置 开工技术总结汇报
XX炼油公司
1
主要内容
XX炼油项目概况
主
要
400万吨/年蜡油加氢裂化装置概况
内
容
装置开工技术总结
装置标定结果
2
XX炼油项目概况
XX炼油项目：
CNOOC投资建设的第一座特大型炼厂 设计100%加工海洋低硫高含酸环烷基重质原油 加工规模为1200万吨/年 常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、连续重整与PX等16套主要生产装置 配套原油和成品油码头、储罐及公用工程设施等 主要产品为汽油、航煤、柴油、苯、对二甲苯、液化气、丙烯15大类1150多万吨石化产品
425 433.4 441.2
混合原料 917 0.14 0.20 1320
367.4 376.2 388.2
416.4 430.2 454.6 478.8
减三线 937.3 0.21
294.3 403.7 422.7 437.6 445.2 453.8 459.2 466.9 477 488.3 507.6 522 533.5
焦化蜡油 953.2 0.16 0.417 5640 77.21 293 354.8 377.6 400.4
8
蜡油加氢裂化装置技术特点
针对原料油酸值高、金属含量高的特点，专利商配置了级配保护催化剂。 在选择管线材料和工艺条件上，尽量减少腐蚀，保证装置长周期运行。
针对氮含量高的特点，选用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂串联配置， 精制催化剂和裂化催化剂设置在同一反应器中 。
为了减少设备大型化所带来的技术和经济风险，反应器系统设置两个系列 ，大大地降低了反应器、高压换热器大型化带来的风险。
裂化段 WABT
系统压力, MPa(g)
2
DMDS 累计注入量 10^4 kg
0
0
0
10
20
30
40
50
60
70
具体硫化过程：
运行时间, h (从进油开始计)
反应器温度至175℃（不允许超过200℃），系统压力5.0～5.5MPa，开始注硫。 起始注入量为1700～1800kg/h。以15℃/h速度升温至220℃恒温。增加DMDS注入量至3500kg/h。 13小时23分后H2S穿透催化剂床层，同时降低DMDS注入量至1000～1200kg/h，硫化过程中保证H2S浓度
从图中可以看出，预湿过程中催化剂
140
同一床层径向热电偶温度均一，没有
明显热点存在，因此表明催化剂分布
均匀、装填效果较好。
120
100 15:00
15:15
15:30
15:45
16:00
16:15
16:30
16:45 17:00 17:15
时间
17:30
17:45
18:00
18:15
18:30
18:45
系统压力：4.66MPa 反应器入口温度：120～130℃ 循环机转速：6000rpm 开工柴油量：100t/h每列 循环氢流量：238279.8NM3/h
16
催化剂预湿
温度 /℃
催化剂预湿温升除第一床层外都要比
240
TE12702A
TE12702B
预期要大，最大温升接近100℃。
TE12702C
3
XX炼油项目概况
总体目标：
“差异化、清洁化、信息化和高价值”的炼油厂
最主要特点
燃料-化工型特大型炼厂 主要装置采用单系列配置 技术先进，16套主生产装置，11套专利其中8套主装置引进国外工艺包
4
XX炼油项目概况
建设目标：具有国际竞争力的精品炼厂
具
差异化 原料差异、规模差异和产品差异
升温过程中，1至6床层的温升分别为：12、10、8、4、5、6℃，表 明从300℃向350℃升温的过程中，催化剂床层温度得到了很好控制。
22
催化剂预硫化 切换原料
催化剂设计注硫量：93t，实际注硫量：101.85t，其中，绝大部分是由催化剂完成 硫化态反应所消耗，另一部分则由下列几部分损耗构成，它们分别为：废氢排放带走H2S ；系统预硫化结束后在高压系统以H2S形式存在而滞留在系统中的硫；系统泄漏损耗；高 分含硫污水排放带走溶解的硫以及其他损失。催化剂的上硫量占总硫的94.5%。
催化剂于150℃干燥脱水4h，然后升温至180 ℃恒温16小时，但高分未 见有水脱出，因此又升温至200℃，仍未见有水脱出。
15
催化剂预硫化 切换原料
本装置催化剂采用湿法硫化方案，以二甲基二硫醚(DMDS)为硫化剂，硫化 终温为350℃。以直馏柴油作为硫化油，在硫化过程中逐步切换减压蜡油。
催化剂预湿条件：
TE12706F
200
TE12708A TE12708C
TE12708B TE12708D
催化剂的活性没有任何负面影响。
TE12708E
TE12708F
TE12708G
TE12708H
TE12708I
TE12708J
TE12710A
TE12710B
催化剂床层出现较大温升与预湿量较
180
TE12710C TE12710E TE12710G
大于5000ppm。通过计量硫化氢穿透床层前大ห้องสมุดไป่ตู้注硫35t。
19
催化剂预硫化 切换原料
H2S含量 /ppm vol DMDS 注入量, kg/h
14000 12000 10000
8000 6000 4000 2000
0 0
4000
H2S含量 /ppm
3500
DMDS注入量 / kg/h
3000
2500
反应部分采用炉后混油方案，反应产物分离流程采用热高分流程，并且设 置液力透平，回收冷高分油的能量。
针对尾油产品收率低的特点，专利商采用了一次通过流程，装置的单程转 化率达到88%。
分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏塔进料加热炉。吸收稳定部分为吸 收脱吸，采用单塔流程，以混合石脑油作为吸收剂。
开工柴油穿过催化剂床层，历时2小时48分。 预湿完成后，42％设计负荷运行4h后提进料至
400t/h，开始全量循环预湿2h。
17
催化剂预硫化 切换原料
催化剂预硫化工艺条件： 反应器入口温度：175℃ 反应器进料量：250t/h （两列） 系统压力：5.0MPa 循环机转速：7000rpm 循环氢流量：508260.8Nm3/h
6
400万吨/年蜡油加氢裂化装置
7
400万吨/年蜡油加氢裂化装置概况
处理能力400×104 MTA 国内首套引进SHELL工艺包 Criterion Catalysts & Technologies 的催化剂 装置设计原料为减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料（混合
比例为49.08：30.92：20） 主要生产轻、重石脑油、航煤、柴油和加氢尾油产品
21
催化剂预硫化 切换原料
注意事 项
在从300℃向350℃升温的过程中，随着注水的进行，将会发生氮化 物的快速脱附和转化反应，使裂化催化剂（Z3723）活性快速恢复。因 此，操作上对此过程给予了高度关注。通过密切关注反应器床层温度， 控制升温速度（＜5℃/h）及时控制加热炉出口温度和反应原料油的换 热温度，使得催化剂床层升温过程中没有发生飞温现象。
TE12710D TE12710F TE12710H
大有关，同时与催化剂的完全干燥也
TE12710I TE12712A TE12712C
TE12710J TE12712B TE12712D
有关系。
160
TE12712E TE12712G
TE12712F TE12712H
TE12712I
TE12712J
体 目 标
清洁化
生产过程清洁化：低排放（污水零排放，废气排放达环境空气二级标准）
低消耗
生产产品清洁化：所产油品质量全部达到欧Ⅲ、欧Ⅳ标准
:
三 化 信息化 一 高
一个平台：企业综合信息平台 两个网络：DCS控制网、生产信息管理网 三个层面：PCS、MES、ERP
“1-2-3”
高价值 产品附加值高
5
XX炼油项目历程
通过精细测量和计算发现在180～280℃预硫化的过程中生成水量为 36t，而催化剂预硫化理论生成水量为52t，因此初步推算180～280℃ 期间催化剂硫化完成了近70％。
接下来以≯10℃/h的速度升温至300℃，温度稳定后以不大于5℃/h速 度增加反应器温度至350℃。 350℃恒温4小时后，催化剂预硫化完成 ，共历时65小时。
此次催化剂装填，所有到货催化剂全部按计划装填完毕，实际装填数据与原 定催化剂装填方案基本吻合。
12
催化剂装填 干燥
13
催化剂干燥
干燥介质：氮气
氮气纯度为99.6％，氧含量为0.03％，氢加烃含量小于0.01％。
干燥时系统压力：4.0MPa
14
干燥温度 / ℃
催化剂干燥
250
200
150
100
设计干燥曲线
第一床层入口温度
50
第六床层出口温度
0 0 4 8 12 16 20 24 28 32 36 40 44 48 52 56 60 64 68 干燥时间 / h
150～200℃干燥时 间56小时。
干燥过程：
TE12702D
TE12702E
TE12702F
TE12704A
TE12704B
220
TE12704C
TE12704D
但催化剂床层温度远没有超过预湿最
TE12704E
TE12704F
TE12706A TE12706C
TE12706B TE12706D
高温度240℃的限制条件，因此，对
TE12706E
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装置初期运行状况
经过初期调整，4月23日13时30分所有产品合格（从预湿到产品合格共用时4天22 小时）。主要操作参数如下： 反应器进料：250t/h (50～60%设计负荷) 系统压力：13.53MPa 循环氢量：613918Nm3/h 催化剂床层平均温度：364℃
2009年4月28日19:30分切换减三线蜡油35t/h，装置处理量为310t/h（65％设计负荷 ），催化剂床层平均温度升至381℃，后续逐渐调整CGO的掺炼比例。
2006年10月 全厂基础设计及审查完成 2006年11月 详细设计开工 2006年11月 地管工程施工启动 2006年12月 总公司批准基础设计 2007年03月 基础施工 2007年09月 土建交安 2009年03月 工程安装，竣工中交 2009年04月 开工投产
2000
1500
1000
500
0
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20
30
40
50
60
70
时间 /h
DMDS注入量与循环氢中H2S浓度关系曲线
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催化剂预硫化 切换原料
硫化氢穿透床层12小时后，分三步缓慢切换直馏VGO，同时外甩开工 柴油，中间间隔为1小时。切换VGO与反应部分缓慢升温、升压同时进 行，在升温至240℃之前实现全部切换。催化剂床层温度达到280℃之 前启动注水泵开始注水。
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H2S穿透共用 时13h23min
催化剂预硫化 切换原料
350
300
反应器入口温度 250 169℃时开始注入
DMDS。
200
H2S 穿透
14 高温硫化阶段
12
10
开始注水点
8
催化剂温度, °C 系统压力/ DMDS累计注入量
150
整个硫化过
100
程用时65h
50
6
开始切换减压蜡油 4
精制段 WABT
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蜡油加氢裂化装置开工总结
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装置开工
催化剂装填 干燥
① 催化剂装填 ② 催化剂干燥
催化剂预硫化 切换原料
① 催化剂预湿 ② 催化剂预硫化 ③ 切换原料
装置初期运行状况
① 原料情况和主要操作参数 ② 开工期间物料平衡 ③ 产品质量情况
小结
11
催化剂装填 干燥
本装置反应器分成相同的两系列（R101A/B），每个反应器均设六个床层。 反应器内装三种类型的催化剂，分别为：加氢保护催化剂、精制催化剂、裂 化催化剂。
24
密度 kg/m3 残炭 %(m/m) 硫含量 %(m/m) 氮含量 ppm 粘度 mm2/s
初馏点 ℃ 5% ℃ 10% ℃ 20% ℃ 30% ℃ 40% ℃ 50% ℃ 60% ℃ 70% ℃ 80% ℃ 90% ℃ 95% ℃
终馏点 ℃
原料性质
减二线 916.7 0.03
268.8 323.2 329.2 348.4
2001年04月 开始预可研 2002年04月 开始可行性研究 2004年08月 可研报告得到国家批复 2004年11月 总公司成立炼油项目
领导小组及管理项目组 2005年03月 完成总体设计 2005年08月 基础设计开始 2005年11月 总公司批准总体设计 2005年12月 开工奠基
400万吨/年蜡油加氢裂化装置 开工技术总结汇报
XX炼油公司
1
主要内容
XX炼油项目概况
主
要
400万吨/年蜡油加氢裂化装置概况
内
容
装置开工技术总结
装置标定结果
2
XX炼油项目概况
XX炼油项目：
CNOOC投资建设的第一座特大型炼厂 设计100%加工海洋低硫高含酸环烷基重质原油 加工规模为1200万吨/年 常减压蒸馏、加氢裂化、延迟焦化、连续重整与PX等16套主要生产装置 配套原油和成品油码头、储罐及公用工程设施等 主要产品为汽油、航煤、柴油、苯、对二甲苯、液化气、丙烯15大类1150多万吨石化产品
425 433.4 441.2
混合原料 917 0.14 0.20 1320
367.4 376.2 388.2
416.4 430.2 454.6 478.8
减三线 937.3 0.21
294.3 403.7 422.7 437.6 445.2 453.8 459.2 466.9 477 488.3 507.6 522 533.5
焦化蜡油 953.2 0.16 0.417 5640 77.21 293 354.8 377.6 400.4
8
蜡油加氢裂化装置技术特点
针对原料油酸值高、金属含量高的特点，专利商配置了级配保护催化剂。 在选择管线材料和工艺条件上，尽量减少腐蚀，保证装置长周期运行。
针对氮含量高的特点，选用加氢精制催化剂和加氢裂化催化剂串联配置， 精制催化剂和裂化催化剂设置在同一反应器中 。
为了减少设备大型化所带来的技术和经济风险，反应器系统设置两个系列 ，大大地降低了反应器、高压换热器大型化带来的风险。
裂化段 WABT
系统压力, MPa(g)
2
DMDS 累计注入量 10^4 kg
0
0
0
10
20
30
40
50
60
70
具体硫化过程：
运行时间, h (从进油开始计)
反应器温度至175℃（不允许超过200℃），系统压力5.0～5.5MPa，开始注硫。 起始注入量为1700～1800kg/h。以15℃/h速度升温至220℃恒温。增加DMDS注入量至3500kg/h。 13小时23分后H2S穿透催化剂床层，同时降低DMDS注入量至1000～1200kg/h，硫化过程中保证H2S浓度
从图中可以看出，预湿过程中催化剂
140
同一床层径向热电偶温度均一，没有
明显热点存在，因此表明催化剂分布
均匀、装填效果较好。
120
100 15:00
15:15
15:30
15:45
16:00
16:15
16:30
16:45 17:00 17:15
时间
17:30
17:45
18:00
18:15
18:30
18:45
系统压力：4.66MPa 反应器入口温度：120～130℃ 循环机转速：6000rpm 开工柴油量：100t/h每列 循环氢流量：238279.8NM3/h
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催化剂预湿
温度 /℃
催化剂预湿温升除第一床层外都要比
240
TE12702A
TE12702B
预期要大，最大温升接近100℃。
TE12702C
3
XX炼油项目概况
总体目标：
“差异化、清洁化、信息化和高价值”的炼油厂
最主要特点
燃料-化工型特大型炼厂 主要装置采用单系列配置 技术先进，16套主生产装置，11套专利其中8套主装置引进国外工艺包
4
XX炼油项目概况
建设目标：具有国际竞争力的精品炼厂
具
差异化 原料差异、规模差异和产品差异
升温过程中，1至6床层的温升分别为：12、10、8、4、5、6℃，表 明从300℃向350℃升温的过程中，催化剂床层温度得到了很好控制。
22
催化剂预硫化 切换原料
催化剂设计注硫量：93t，实际注硫量：101.85t，其中，绝大部分是由催化剂完成 硫化态反应所消耗，另一部分则由下列几部分损耗构成，它们分别为：废氢排放带走H2S ；系统预硫化结束后在高压系统以H2S形式存在而滞留在系统中的硫；系统泄漏损耗；高 分含硫污水排放带走溶解的硫以及其他损失。催化剂的上硫量占总硫的94.5%。
催化剂于150℃干燥脱水4h，然后升温至180 ℃恒温16小时，但高分未 见有水脱出，因此又升温至200℃，仍未见有水脱出。
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催化剂预硫化 切换原料
本装置催化剂采用湿法硫化方案，以二甲基二硫醚(DMDS)为硫化剂，硫化 终温为350℃。以直馏柴油作为硫化油，在硫化过程中逐步切换减压蜡油。
催化剂预湿条件：
TE12706F
200
TE12708A TE12708C
TE12708B TE12708D
催化剂的活性没有任何负面影响。
TE12708E
TE12708F
TE12708G
TE12708H
TE12708I
TE12708J
TE12710A
TE12710B
催化剂床层出现较大温升与预湿量较
180
TE12710C TE12710E TE12710G
大于5000ppm。通过计量硫化氢穿透床层前大ห้องสมุดไป่ตู้注硫35t。
19
催化剂预硫化 切换原料
H2S含量 /ppm vol DMDS 注入量, kg/h
14000 12000 10000
8000 6000 4000 2000
0 0
4000
H2S含量 /ppm
3500
DMDS注入量 / kg/h
3000
2500
反应部分采用炉后混油方案，反应产物分离流程采用热高分流程，并且设 置液力透平，回收冷高分油的能量。
针对尾油产品收率低的特点，专利商采用了一次通过流程，装置的单程转 化率达到88%。
分馏部分采用双塔汽提流程，设置分馏塔进料加热炉。吸收稳定部分为吸 收脱吸，采用单塔流程，以混合石脑油作为吸收剂。
开工柴油穿过催化剂床层，历时2小时48分。 预湿完成后，42％设计负荷运行4h后提进料至
400t/h，开始全量循环预湿2h。
17
催化剂预硫化 切换原料
催化剂预硫化工艺条件： 反应器入口温度：175℃ 反应器进料量：250t/h （两列） 系统压力：5.0MPa 循环机转速：7000rpm 循环氢流量：508260.8Nm3/h
6
400万吨/年蜡油加氢裂化装置
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400万吨/年蜡油加氢裂化装置概况
处理能力400×104 MTA 国内首套引进SHELL工艺包 Criterion Catalysts & Technologies 的催化剂 装置设计原料为减二线蜡油、减三线蜡油和焦化蜡油的混合原料（混合
比例为49.08：30.92：20） 主要生产轻、重石脑油、航煤、柴油和加氢尾油产品
21
催化剂预硫化 切换原料
注意事 项
在从300℃向350℃升温的过程中，随着注水的进行，将会发生氮化 物的快速脱附和转化反应，使裂化催化剂（Z3723）活性快速恢复。因 此，操作上对此过程给予了高度关注。通过密切关注反应器床层温度， 控制升温速度（＜5℃/h）及时控制加热炉出口温度和反应原料油的换 热温度，使得催化剂床层升温过程中没有发生飞温现象。
TE12710D TE12710F TE12710H
大有关，同时与催化剂的完全干燥也
TE12710I TE12712A TE12712C
TE12710J TE12712B TE12712D
有关系。
160
TE12712E TE12712G
TE12712F TE12712H
TE12712I
TE12712J
体 目 标
清洁化
生产过程清洁化：低排放（污水零排放，废气排放达环境空气二级标准）
低消耗
生产产品清洁化：所产油品质量全部达到欧Ⅲ、欧Ⅳ标准
:
三 化 信息化 一 高
一个平台：企业综合信息平台 两个网络：DCS控制网、生产信息管理网 三个层面：PCS、MES、ERP
“1-2-3”
高价值 产品附加值高
5
XX炼油项目历程
通过精细测量和计算发现在180～280℃预硫化的过程中生成水量为 36t，而催化剂预硫化理论生成水量为52t，因此初步推算180～280℃ 期间催化剂硫化完成了近70％。
接下来以≯10℃/h的速度升温至300℃，温度稳定后以不大于5℃/h速 度增加反应器温度至350℃。 350℃恒温4小时后，催化剂预硫化完成 ，共历时65小时。