蜡油加氢裂化2015年再生催化剂运行总结
加氢裂化装置运行问题分析及经验总结
加氢裂化装置运行问题分析及经验总结摘要：某石化公司120万吨/年加氢裂化装置在本周期运行期间出现加氢精制反应器床层压降上涨问题，影响装置安全平稳长周期运行。
本文对加氢精制反应器床层压降上涨问题产生原因进行深入分析，对处理措施及检修施工等进行说明，对日常生产问题的处理有一定的指导借鉴作用。
关键词：催化剂；加氢裂化；撇头；压降；重石脑油氮含量1 导言某石化公司120万吨/年加氢裂化装置加氢精制反应器（R-101）第一床层（保护剂和催化剂）压降自2017年7月起上涨趋势明显，最高值达到0.58MPa，严重影响了装置正常平稳运行。
根据整体生产平衡安排，120万吨/年加氢裂化装置于2017年12月25日停工撇头检修，2018年1月4日投料开车成功，消除了制约装置平稳运行的瓶颈。
2 加氢裂化装置概况某石化公司120万吨/年加氢裂化装置由中国石化工程建设有限公司总体设计，采用中国石油化工股份有限公司大连（抚顺）石油化工研究院一段串联全循环加氢裂化技术，原设计加工能力80万吨/年，于1999年6月建成投产；2005年扩能改造至120万吨/年，改为一次通过操作模式。
加氢精制反应器（R-101）装填FRIPP研发的FF-66精制催化剂，加氢裂化反应器（R102）装填FRIPP研发的FC-60裂化催化剂。
3 加氢精制反应器压降上升原因分析120万吨/年加氢裂化装置加氢精制反应器（R-101）第一床层（保护剂和催化剂）压降自2017年7月起上涨趋势明显，最高值达到0.58MPa，严重影响了装置正常平稳运行。
3.1 反应系统紧急泄压造成初始压降偏高自2016年装置检修开工以来，该装置反应系统在三个月内经历了三次紧急泄压，分别为：（1）2016年检修开工阶段，因高压换E105泄漏启动紧急泄压。
R101压降维持在0.25Mpa；（2）2016年10月29日，脱丁烷塔底泵P203密封泄漏启动紧急泄压。
R101压降维持在0.35 Mpa左右；（3）2016年12月30日，高分安全阀故障起跳，造成反应系统泄压。
润滑油加氢装置催化剂器外再生总结
润滑油加氢装置催化剂器外再生总结作者：李岩来源：《进出口经理人》2017年第05期摘要：介绍了润滑油加氢装置催化剂器外再生情况。
通过再生前后催化剂性质对比和再生剂的开工使用情况介绍，说明了器外再生催化剂活性可以得到良好恢复。
关键词：催化剂；器外再生；润滑油加氢一、装置概况济南分公司润滑油加氢装置由中国石化工程建设公司（简称SEI）和山东济炼石化工程有限公司共同设计， 2012年8月30日投料试车开工。
本装置采用石科院开发的高压RLT技术，由加氢处理和加氢精制两个反应器组成，设计以临商原油的减三线、减四线和轻脱沥青油为原料，通过糠醛浅度精制-加氢处理/加氢精制-酮苯脱蜡流程生产满足HVIⅡ标准的基础油。
装置加工规模30×104t/a，主要产品为HVIⅡ6、HVIⅡ10基础油和HVIⅡ150BS光亮油。
随着装置运行时间的延长，催化剂活性不断下降。
装置加工减三线、减四线时反应温度不断提高，同时两种原料切换时过渡时间加长，导致产生较多过渡料。
按照公司生产计划，2017年3月利用停工检修机会，对两个反应器内催化剂进行器外再生。
二、催化剂装卸情况（一）催化剂卸剂装置停工后，经过柴油冲洗、热氢带油、氮气置换，循环降温等步骤，反应系统氢+烃含量未经再生催化剂含硫化亚铁，接触空气容易自燃。
整个卸剂过程全部在氮气环境下进行。
加氢处理反应器顶部保护剂采用顶部抽吸方式卸出，其余催化剂采用卸料口自卸方式卸出。
卸出催化剂用集装箱封存，并用氮气密封，防止自燃。
（二）催化剂的器外再生如：表1、表2卸出的催化剂委托温州市瑞博催化剂有限公司进行器外再生。
由数据看待生催化剂强度较小，沉积较多硫、碳，催化剂孔容及比表面均较低。
器外再生后的催化剂孔容、比表面、强度等均达到合格品指标，满足生产要求。
（三）催化剂的装填如：表3、表4按照石科院给出的装剂方案，将再生后的催化剂重新装入两个反应器内，加氢处理反应器内保护剂全部更新。
另补充12t新催化剂RL-2装入加氢处理反应器第二床层，4.7t新催化剂RLF-2装入加氢精制反应器最下部。
加氢裂化装置提高石脑油收率
加氢裂化装置提高石脑油收率柴油市场饱和，导致柴油销售市场受阻，但是随着私家车越来越多，石脑油需求量增大，燃料型炼厂为了提升盈利，各大炼纷纷通过降低柴汽比的方式，提升汽油产品的收率来增加利润。
关键字：提高石脑油收率一、生产现状及存在的问题（一）装置现状中国石油大港石化公司100万吨/年加氢裂化装置属于公司的核心生产装置之一。
2008年7月一次性开车成功。
装置以减压蜡油和焦化蜡油为原料，采用全循環操作，最大限度生产轻重柴油。
同时产生部分轻烃气体、石脑油和少量的加氢裂化尾油。
（二）存在问题1、随着国际油价的逐步下跌，油品供大于求，柴油市场饱和，导致柴油销售市场受阻。
2，受全厂加工负荷的影响，加氢裂化装置加工负荷一般维持在80%～90%左右，单程转化率一般在60%左右，单程转化率较低，现有催化剂使用的UOP 的UF-210精制剂和HC-115LT裂化剂。
这种催化剂是生产中间组分柴油的催化剂，不易发生过度反应和二次裂化，同时加氢裂化催化剂是再生催化剂也处于运行末期，单纯提高催化剂温度来实现转化率的增加很难完成二、对存在问题进行分析目前燃料型炼厂为了提升盈利，各大炼纷纷通过降低柴汽比的方式，提升汽油产品的收率来增加利润。
所以大港石化公司加氢裂化装置的运行开始转向通过增产石脑油，增加重整原料的方式提升装置效益也减少公司柴油销量问题的困难。
加氢裂化装置加工负荷一般维持在80%～90%左右，单程转化率一般在60%左右，由于单程转化率较低，分馏部分有能力增加负荷，为提升重石脑油收率创造了条件。
同时重石脑油设计流程范围为79℃～149℃，而实际操作中重石脑油干点控制在180℃左右。
也能够大幅增加重石脑油收率。
然而加氢裂化装置是使用的UOP的UF-210精制剂和HC-115LT裂化剂。
这种催化剂是生产中间组分柴油的催化剂，不易发生过度反应和二次裂化，同时加氢裂化催化剂是再生催化剂也处于运行末期，单纯提高催化剂温度来实现转化率的增加很难完成。
加氢裂化装置进口催化剂首次国内器外再生后运行总结
２０ ０ ４年 装 置 建 设 期 问 考 虑 到 标 准 公 司 催 化 剂
１ 催 化剂物 性－ 更换情况 ５
１１ 催化剂物化性质 ．
加氢 裂化 装 置 主 催 化 剂 采 用 Ｄ Ｎ一２ ０精 制 剂 ０
Ｄ Ｎ一２ ０是 一 种 高 活 性 镍 钼 氧化 活 性 组 分 的 ０
氧化 铝催 化 剂 ， 用 标 准 公 司 的 Ｃ Ｎ Ｕ Ｙ 专 利 技 采 ＥＴＲ 术制 成 。具有 催化 剂活 性高 、 稳定 性 强 ， 以及 具有 好 的脱 硫 、 氮作 用和 芳烃饱 和性 。 ｚ一 ２ ７ ３裂 化 催 化 剂 是 一 种 镍／ 沸 石 催 化 剂 ， 钨 该催 化剂 具有 高活 性 、 较高 的航煤 收 率 、 滑油 料粘 润
，
种 以氧化铝
表
1
是 催化 剂装填情 况
为担 体
的 镍 ／钼 部 分 预 硫
，
化 催 化 剂 其作用 是 将 原 料
中 的硫 转化 为硫 化 氢 使 烯 烃 及 芳 烃 饱 和 以 改 进 产
品 的质量
1 2
．
。
历 次催 化 剂更 换 情况
2005
z 2 7 3 裂化 剂
一
年
，
5
月 精制反 应 器 第 三 床层 出现 差 压 上
石 油
第３ ７卷 第 ６期
与 天 然
气 化 工
４３ ９
ＣＨＥＭｌ ＣＡＬ Ｅ ＮＧＩ ＮＥＥＲｌ Ｌ＆ ＧＡＳ ＮＧ ＯＦ ＯＩ
加氢裂化装置进１催化剂首次国内器外再生后运行总结 ２ １
胡 勇 曹志 阳 金 永 江 李 海林 周 一 民 杜 胜 利
（ ． 山子 石化 公 司炼 油厂 ２ １独 ．天利 高新 ３ 独 山子 石化 公 司科技 信 息处 ） ．
蜡油加氢装置催化剂运行分析及优化措施
由图 １ 可 以 看 出,滤 后 原 料 油 中 金 属 含 量 呈 逐 渐 上 升 趋 势 ,自 ２０１８ 年 ４ 月 下 旬 增 加 趋 势 变 大 .
由表１、表 ２ 可 以 看 出,产 品 蜡 油 中 化 验 分 析 Ni、V 含量都小于１μg/g,可以认为原料油中金属全 部被保护剂脱除.Fe＋Ni＋V 平均值８������４６ug/g,估 算 Ca,Na等金属 和 Si~２������０ug/g,每 个 月 金 属 沉 积 １������５９t/月.由表１ 可 以 看 出,目 前 蜡 油 加 氢 催 化 剂 金属沉积量已达１０������４２t,至 ８ 月 金 属 沉 积 量:１０������４２ ＋１������５９×２������５＝１４������４t,剩 余 金 属 沉 积 量 为 ２３������２２－ １４������４＝８������８２t.
FDMＧ２１脱 金 属 剂 １０７������７２m３,保 护 剂 金 属 容 量 为 １０７������７２×０������２＝２１������５４t,第 二 床 层 装 填 催 化 剂 FFＧ３３ １９������８４m３,保 护 剂 容 金 属 总 量 为 １９������８４×０������１５＝
加氢裂化催化剂高效长周期运行探讨
加氢裂化催化剂高效长周期运行探讨摘要：由于重质馏分油加工关键装置之一，加氢裂化装置催化剂的高效长周期运行成为关注的话题。
文章从加氢裂化催化剂高效长周期运行的影响因素，以及加强技术管理和设备维护等方面入手，探讨了日常生产管理需要严格监控和加强管理的事项，确保装置的经济效益最大化。
除设备问题等不可控制因素外，设计流程、原料控制、催化剂的使用等方面对装置长周期运转均有不同程度的影响。
关键词：催化剂；影响因素；设备维护加氢裂化是重质馏分油深度加工的主要工艺之一，作为某石化千万吨炼油的主体装置之一，加氢裂化装置不仅是平衡全厂蜡油库存，而且也是生产高质量航煤、柴油、高芳潜石脑油、优质润滑油基础油和化工原料的装置。
加氢裂化装置能否高效运行，取决于作为加氢裂化装置核心技术的催化剂的高效稳定运行。
催化剂的性能，直接影响到各种产品收率和产品的质量，从而影响到装置的经济效益。
以某石化公司的100万吨/年单反应器双剂串联全循环加氢裂化装置为例，对装置长周期运转在设计上采取一些对策。
1 慨述加氢裂化技术是煤液化基础上发展起来的工业化技术，是原料油在高温、高压、临氢以及催化剂存在条件下进行加氢、脱硫、脱氮、分子结构变化、裂解等转化过程。
比较而言，加氢裂化技术具有产品质量优良、液体收率高、原料的适应性强等特点。
随着原油的重质化和硫、氮等杂质的不断增加以及清洁燃料生产的要求，加氢裂化技术将在石油加工行业中发挥着越来越重要的作用。
随着环保要求以及产品质量要求的日益严格和化学工业的快速发展，加氢裂化作为油、化、纤结合的核心技术，其应用近年来在我国得到了快速增长，先后通过引进技术以及自主设计建设加氢裂化装置。
由于加氢裂化装置的操作压力较高，介质中又有氢气、硫化氢等存在，这些要求加氢裂化装置的关键设备需要选用特殊的材质，基于以上原因，加氢裂化装置的建设投资要高于催化裂化装置。
因此，延长加氢裂化装置的运转周期具有重要的意义。
2 催化剂高效运行的影响因素及控制2.1 严格监控原料性质在日常操作中，装置主要关注的是原料的密度和馏程、氮含量、不饱和烃含量、金属含量、残炭，以及原料的含水量等。
加氢裂化装置优化运行总结
加氢裂化装置优化运行总结周世岩，顾 望，刘 骅，赵恒凤（中国石油天然气股份有限公司华北石化分公司，河北省沧州市０６２５５０）摘要：随着催化剂性能的提升，可以根据市场需求灵活调整加氢裂化装置运行方案，提高了炼油企业减油增化的灵活性。
某石化公司加氢裂化装置首次开工使用灵活性加氢裂化催化剂，通过调整反应温度，重石脑油＋喷气燃料收率可在４５％～６０％灵活调整；通过掺炼柴油增加装置负荷，柴汽比可降低０．１５～０．２０；通过增加尾油作有机热载体、新氢机间歇性运行等一系列优化运行措施，取得了良好的经济效益。
关键词：加氢裂化 喷气燃料 重石脑油 尾油 优化 柴汽比 加氢裂化工艺能够同时实现重油轻质化以及直接生产符合最新标准规范要求的中间馏分油［１］，被越来越多的炼化企业选用。
某石化公司２．９Ｍｔ／ａ加氢裂化装置采用ＵＯＰ工艺包，于２０１８年６月３０日建成中交，２０１９年４月１８日一次开车成功。
装置采用一段全循环、炉后混氢工艺，设计以常压蜡油为原料，生产重石脑油、喷气燃料和柴油。
首次开工使用ＤＮ３５５２＋ＦＸ６３１催化剂组合方案，用于灵活生产重石脑油、喷气燃料。
１ 运行分析装置开工后运行平稳，各项运行参数正常、产品质量合格，但装置一直在５５％～７５％低负荷运行，能耗等技术经济指标与国内同类装置平均值相比偏差。
１．１ 原料及主要运行参数混合进料主要性质见表１，装置主要运行参数见表２。
从表１可知，实际加工原料性质明显好于设计值，加工难度低。
表１ 混合进料性质Ｔａｂｌｅ１ Ｐｒｏｐｅｒｔｉｅｓｏｆｍｉｘｅｄｆｅｅｄｓ表２ 主要运行参数Ｔａｂｌｅ２ Ｍａｉｎｏｐｅｒａｔｉｏｎｐａｒａｍｅｔｅｒｓ 注：ＷＡＢＴ为床层加权平均温度，下同。
１．２ 产品分布及产品质量根据产品实际需求方案，调整反应温度，装置主要产品收率和性质见表３。
从表３可知，装置主要产品收率满足设计要求，质量优异。
１．３ 能耗分析装置能耗情况见表４。
由表４可知，装置实际运行能耗优于设计值（１２９７．９ＭＪ／ｔ），比国内同类装置能耗平均值（低于１０４６．７ＭＪ／ｔ）略高，主要是受装置加工负荷低的影响。
催化裂化装置工作总结
催化裂化装置工作总结
催化裂化装置是炼油厂中非常重要的设备，它能够将重质石油馏分转化为高附加值的产品，如汽油和柴油。
在催化裂化装置的工作过程中，通过催化剂的作用，将长链烃分子裂解成短链烃分子，从而提高产品的产率和质量。
在这篇文章中，我们将对催化裂化装置的工作原理和关键技术进行总结。
首先，催化裂化装置的工作原理是通过将重质石油馏分在高温和高压下与催化剂接触，从而裂解成轻质产品。
催化剂通常是一种特殊的固体材料，它能够在裂化过程中促进化学反应的进行，从而提高产品的产率和质量。
催化裂化装置通常包括反应器、再生器、分离装置和催化剂循环系统等部分，通过这些部分的协同作用，实现了重质石油馏分的裂解和产品的分离。
其次，催化裂化装置的工作需要依靠一系列的关键技术来保证其稳定和高效运行。
首先是催化剂的选择和再生技术，不同类型的催化剂对产品的选择和产率有着重要的影响，而催化剂的再生技术则能够延长催化剂的使用寿命。
其次是温度和压力的控制技术，裂化过程需要在高温和高压下进行，因此需要精确控制反应器的温度和压力，以保证裂化反应的进行。
最后是产品分离技术，裂化反应产生的产品需要经过分离装置进行分离，以得到纯净的汽油和柴油等产品。
总的来说，催化裂化装置是炼油厂中非常重要的设备，它能够将重质石油馏分转化为高附加值的产品，通过对其工作原理和关键技术的总结，我们能够更好地理解催化裂化装置的工作过程，从而保证其稳定和高效运行。
蜡油加氢工艺装置工艺优化开工总结
蜡油加氢工艺装置工艺优化开工总结摘要：在加氢裂化装置中，氢气是非常重要的一种原料，在蜡油加氢工艺中，装置工艺越来越先进。
加氢处理、加氢反应均要消耗氢气，机械泄漏、溶解损失以及微量排放等也会消耗氢气。
氢气成本约占加氢裂化装置加工成本的7%~13%。
蜡油加氢处理装置的氢耗与原料油的密度、硫含量及反应温度有直接的关系，研究蜡油加氢处理装置的氢耗，优化装置的生产过程，提高蜡油加氢处理的效率很有必要。
本文首先分析了工业装置催化剂积炭失活过程，其次探讨了氢耗的影响因素，然后研究了加热炉炉管振动测试以及实现加氢催化剂超长周期稳定运转的对策分析，最后就加热炉炉管振动以及谐响应进行研究，以供参考。
关键词：蜡油加氢装置；工艺；优化引言通过在催化剂床层上部装填脱金属催化剂或者设置单独的脱金属反应器，有效脱除原料中的金属，避免主催化剂的金属沉积失活；催化剂积炭失活是大多数加氢主剂失活的主要原因。
本研究主要结合工业装置实际运转过程和加氢催化剂积炭失活反应过程，分析影响加氢装置长周期稳定运转的关键因素。
1工业装置催化剂积炭失活过程分析加氢催化剂在完成开工硫化后，催化剂载体表面酸中心数目较多，活性较高，为避免劣质原料中极性较强的化合物，如氮化物和多环芳烃，在催化剂活性中心表面发生吸附，导致催化剂表面活性中心数目大幅度下降，加氢装置在完成硫化后一般设定初活稳定阶段。
初活稳定过程采用的原料氮含量和芳烃含量显著低于正常加工原料。
催化剂完成初活稳定后，活性基本达到相对稳定状态，即稳定生产期。
2氢耗的影响因素（1）溶解损失。
氢气在循环过程中，有一部分会溶解在热高压分离器(简称热高分)和冷高压分离器(简称冷高分)的液相中，称之为溶解损失。
相关研究文献指出，热高分温度180℃和240℃是2个拐点。
180℃左右，循环氢的体积分数最低，温度高于180℃后，随着温度的升高，循环氢的体积分数逐渐增加；温度超过240℃后，循环氢体积分数的增加趋势变缓。
蜡油加氢装置工业运行总结
0.6 Mt/a蜡油加氢装置工业运行总结王晓璐（中国石化安庆分公司生产部，安徽安庆246001）1 前言安庆分公司Ⅱ套中压柴油加氢精制装置于1995年建成，装置原公称设计处理能力为40万吨/年，公称压力等级为8.0MPa，1996年6月为适应焦化改扩建的生产需要装置扩能改造为60万吨/年，采用抚顺石油化工研究院研制开发的FH-5加氢精制催化剂。
2001年底新建一套80万吨/年柴油加氢精制装置后，该套装置自2002年以来一直处于闲置状态。
根据分公司生产发展的需要，满足汽油质量升级的需要，05年5月改造为60万吨/年蜡油加氢处理装置，采用抚顺石油化工研究院研制新研发的FF-14蜡油加氢处理催化剂。
原料油为焦化蜡油和减压蜡油的混合油，混合比例48:52，氢源为化肥合成气和重整氢混合后，进PSA提纯后的高纯度氢气。
主要产品为精制蜡油，以及部分精制柴油和少量石脑油。
2005年5月10日，60万吨/年蜡油处理装置开工一次成功，生产出合格的精制蜡油、柴油和汽油，标志着安庆分公司重点工程——Ⅱ加氢装置60万吨/年蜡油改造一次开车成功，为安庆石化执行欧Ⅱ汽油标准奠定了坚实基础。
本文主要介绍此装置进行技术改造及工业运行的情况。
2 装置的技术改造本次改造装置的主要设备基本保持不变，例如：反应器、反应加热炉、新氢压缩机、循环氢高压缩机、换热器、高分、低分等。
为了适应改为蜡油加氢后的新工艺，流程和设备做了一些调整。
主要动改如下：1）增加分馏系统，以回收精制柴油，增加柴油的产量；2）增加热高分和热低分；3）增加一套原料蜡油自动反冲洗过滤器，以除去原料蜡油中杂质，特别是焦化蜡油中的焦粉；4）原料加热炉（炉201）对流段原料炉管取消，保留汽提蒸汽炉管并下移；5）脱气塔（塔201）21～24层塔盘拆除；6）增设一套加注阻垢剂系统：3 第一周期生产情况3.1 装置开工情况3.1.1 催化剂主要物化性质及装填量反应器两个床层的催化剂采用密相装填，上部保护剂FZC-103和保护剂FZC-102B，保护剂下装主催化剂FF-14。
FC-80润滑油型加氢裂化催化剂工业应用总结
ＦＣ ８０润滑油型加氢裂化催化剂工业应用总结白振民，曹均丰，曹正凯（中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院，辽宁省大连市１１６０４５）摘要：介绍了ＦＣ ８０催化剂在多个炼油厂加氢裂化装置的工业应用情况，ＦＣ ８０催化剂是中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院（ＦＲＩＰＰ）开发的新一代润滑油型加氢裂化催化剂。
该催化剂能够提高对多环环状烃（两环以上芳烃和环烷烃）的开环转化能力，改善加氢裂化尾油ＢＭＣＩ（关联指数）值和黏度指数等性能指标，作为优质的润滑油基础油原料。
工业应用结果表明：ＦＣ ８０催化剂对反应温度敏感性较好，可在较大的转化深度范围内操作，可适用于生产高黏度指数和低ＢＭＣＩ值加氢尾油，为异构脱蜡装置提供优质尾油原料，并兼产优质３号喷气燃料和国Ⅵ清洁柴油或其调合组分。
关键词：加氢裂化 催化剂 黏度指数 尾油 ＢＭＣＩ值 随着国内汽车工业的快速发展，润滑油消费量快速增长，高档润滑油所占比例快速上升。
Ⅱ类和Ⅲ类优质润滑油基础油，尤其是Ⅲ类润滑油基础油，具有饱和烃含量高、硫含量极低、黏温性好等特点［１］，是制取高档润滑油的主要原料，以传统的溶剂法难以生产，目前主要通过加氢技术尤其是加氢裂化技术生产［２］。
利用加氢裂化尾油生产的润滑油基础油具有低硫、低氮、低芳烃含量、优良的热安定性和氧化安定性、较低的挥发度、优异的黏温性和良好的添加剂感受性等优点，可以满足现代高档润滑油对ＡＰＩⅡ类和Ⅲ类基础油的要求［３］。
为满足高档润滑油对ＡＰＩⅡ类和Ⅲ类基础油的市场需要，中国石油化工股份有限公司大连石油化工研究院（ＦＲＩＰＰ）开发了新一代润滑油基础油型加氢裂化催化剂ＦＣ ８０。
１ 工业应用情况１．１ ＦＣ ８０催化剂工业生产ＦＣ ８０加氢裂化催化剂的物理化学性质指标如表１所示。
ＦＣ ８０加氢裂化催化剂符合规定指标要求，质量合格，可以在工业装置上使用［４］。
１．２ ＦＣ ８０催化剂在Ｍ炼油厂运行总结Ｍ炼油厂加氢裂化装置采用ＦＲＩＰＰ开发的加氢裂化工艺技术及配套加氢裂化催化剂，以减压蜡油和催化裂化柴油的混合油为原料，主要生产重石脑油、喷气燃料、柴油和加氢尾油，副产干气、低分气、液化石油气和轻石脑油。
催化裂化年度总结
催化裂化年度总结一、引言在过去的一年中，催化裂化装置的运行状况、生产能力、技术进步、安全环保以及人员培训等方面均取得了显著的成果。
本总结旨在全面回顾这一年的工作，总结经验，分析问题，并提出改进措施。
二、装置运行与生产能力在过去的一年中，催化裂化装置的平均开工率达到了XX%，创造了历史新高。
通过优化操作参数，装置的处理能力得到了有效提升，同时产品的质量和收率也得到了显著改善。
具体来说，汽油、柴油和重油等主要产品的收率分别提高了X%，X%和X%。
三、技术进步与研发为了提高装置的效率和安全性，我们在过去一年里实施了一系列的技术改造和研发项目。
其中，新型催化剂的开发和应用取得了重大突破，提高了产品的质量和收率。
同时，我们还成功地实施了一项节能减排项目，减少了装置的能耗和排放。
四、安全与环保在安全环保方面，我们始终坚持“以人为本，安全第一”的原则。
通过加强安全培训和隐患排查整改，装置的安全管理水平得到了有效提升。
此外，我们还投入大量资源用于环保设施的升级改造，确保了装置的环保合规性。
五、人员培训与团队建设为了提高员工的专业技能和综合素质，我们制定了一系列培训计划和实施方案。
通过内部培训、外部交流和实地考察等多种形式，员工的业务能力和团队协作精神得到了显著提高。
此外，我们还加强了团队建设工作，提高了员工的凝聚力和归属感。
六、总结与展望回顾过去一年的工作，我们取得了一定的成绩，但也存在一些问题和不足。
在未来的工作中，我们将继续努力，发扬成绩，改进不足，推动催化裂化装置的持续发展和升级。
具体来说，我们将采取以下措施：1. 深入挖掘装置潜力，进一步提高生产能力；2. 加大科技创新力度，持续推进技术进步；3. 强化安全环保管理，确保装置的可持续发展；4. 加强人才队伍建设，提高员工的整体素质。
270万吨_年蜡油加氢裂化装置开工总结
2013 年 7 月 26 日，反应系统开始氢气气密 。 从界区引新 氢至新氢缓冲罐 V － 2009 ，气密 V － 2009 后将氢气引入系统。 7 月31 日 19 ： 00 ，启 动 新 氢 压 缩 机 K － 2002C 系 统 充 压 至 3. 0 MPa，启动循环氢压缩机 （ 启机前将循环氢加热炉低低联 锁旁路） 后气密反应系统。 3. 0 MPa 气密之后，要进一步升压，必须保证反应系统温 度不低于 93 ℃ ，点循环氢加热炉中 3 、中 4 主火嘴升温，为了 加速热高分底部升温，将热高分底部液控阀打开 7% 向热低分 窜气。 8 月 2 日，热高分底部温度达到 94. 2 ℃ ，启动新氢压缩机 升压至 4. 58 MPa。3 日，系统压力升至 6. 05 MPa，气密过程中
装置由反应、分馏和脱硫三部分组成，采用双剂串联一次 通过加氢裂化工艺。反应部分采用炉后混油方案，热高分工艺 流程及热高分液力透平； 分馏部分采用硫化氢汽提塔，分馏塔 出航煤、柴油方案，设分馏进料加热炉。 吸收稳定部分采用重 石脑油作吸收剂方案，催化剂硫化采用湿法硫化 。 催化剂再生 采用器外再生方案，催化剂钝化采用液氨钝化 。 装置以减压蜡油（ 350 ～ 520 ℃ ） 为原料，所需补充氢来自 制氢装置。装置主要产品为液化气 、 轻石脑油、 重石脑油、 航 空煤油、柴油及尾油。 装置设计能力为 270 万吨 / 年，年开工 时间 8 400 h，装置操作弹性 60% ～ 110% ，设计能耗 1 420 兆焦 / 吨（ 新鲜原料油） 。 8. 0 MPa 后循环氢压缩机负荷较大，4. 0 MPa 蒸汽用量超限， 故氮气气密只做到 8. 0 MPa。7 月 24 日，氮气气密结束。 气密 完后泄压，等待氢气气密。
广 州 化 工 Guangzhou Chemical Industry
壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点
壳牌蜡油加氢裂化工艺与运行特点摘要：本论文通过实际参与工厂装置生产学习和实践后，介绍了国内首套引进Shell Global Solutions 技术（以下简称壳牌技术）的400万t/a 加氢裂化装置的工艺流程、工艺原理及反应、技术特点和运行工况以及装置开停工、自动化控制等。
该装置采用炉后混油流程、分馏系统汽提塔和稳定塔采用双再沸器设计、反应注水部分循环利用等新技术，产品收率高，能耗少。
在原料密度和馏程相比设计值略小，精制和裂化催化剂平均反应温度比设计值低约20℃，反应器入口压力比设计值低0.4MPa，空速和氢油比与设计值相当的情况下，产品重石脑油、航煤和柴油中都不含烯烃，其硫含量、氮含量均小于或接近设计值；产品液体总收率为98.07%，轻、重石脑油，航煤和柴油的总收率为86.12%，中馏分油收率为56.30%，气体收率仅为4.55%，化学氢耗只有2.70%。
这说明催化剂有较强的脱硫、脱氮和芳烃饱和能力，对中间馏分油的选择性较高，二次裂解少。
另外，产品馏程切割清晰，说明分馏部分的设计和操作合理。
正常生产能耗仅为设计值的73%，且低于2007年中石化加氢裂化装置能耗的最低值（28.8/t）。
关键词：加氢裂化蜡油加氢催化剂加氢反应分馏轻石脑油重石脑油Shell Oil Hydrocracking ProcessAnd Operating CharacteristicsAbstract: This paper presents the 4000000 t/a of hydrocracking unit process principle and reaction, technical characteristics and operating conditions as well as device startup and shutdown, automatic control using.Shell Global Solutions Technology (hereinafter referred to as the shell technology)which is first introduced through the process of the actual participation of learning and practice of production plant. The device adopts the furnace after mixed oil flow, fractionation system stripper and stabilization tower with double reboiler design, reaction injection parts recycling and some other new technologies, which can achieved high product yield, less energy consumption. Compared with the design values it is smaller than in the raw material density and distillation, refining and cracking catalyst average reaction temperature about 20 ℃lower than the design value, what is more, the reactor entrance pressure is 0.4MPa lower than the design value, space velocity and ratio of hydrogen to oil and the design value below the condition of the same product, heavy naphtha, aviation kerosene and diesel oil does not contain olefin, sulfur content, nitrogen content is less than or near to the design value; the total yield of liquid product is 98.07%, and the total yield of light, heavy naphtha, aviation kerosene and diesel is 86.12%, the distillate yield is 56.30%, while the yield of gas is only 4.55%, chemical hydrogen consumption is only 2.70%. This shows that the catalyst has high desulfurization, denitrogenation and aromatics saturation capacity, high selectivity to middle distillates, and less secondary cracking. In addition, the product range cutting is clear which can prove that the design and operation of fractionation is normal, The normal production and energy consumption is only 73% of the design value, and lower than the lowest energy consumption in 2007 Sinopec plus hydrogen cracking unit (28.8/t).Key words :hydrocracking wax oil hydrogenationg catalyst hydrogenation reaction distillation light naphtha heavy naphtha目录1公司及装置简介 (1)1.1公司概况 (1)1.2装置概况 (1)2加氢装置工艺流程及特点 (3)2.1装置工艺原理 (3)2.1.1加氢精制和加氢裂化 (3)2.1.2反应器内主要包括加氢精制反应和加氢裂化反应 (3)2.2装置工艺流程 (4)2.2.1反应部分 (4)2.2.2分馏部分 (5)2.2.3吸收稳定部分 (5)2.3技术特点 (5)3加氢装置运行工况 (7)3.1原料性质 (7)3.2主要工艺参数 (9)3.2.1反应部分主要工艺参数 (9)3.2.2分馏工艺参数 (10)3.3半成品、成品主要质量指标 (10)3.4物料平衡 (13)3.5能耗 (13)4装置开停工及自动化控制 (14)4.1装置开工 (14)4.1.1装置检查 (15)4.1.2投用公用工程系统 (15)4.1.3催化剂装填 (15)4.1.4反应低压系统及分馏系统气密 (16)4.1.5反应系统高压气密，催化剂干燥 (16)4.1.6分馏系统冷、热油运 (17)4.1.7急冷氢试验与紧急泄压试验 (17)4.1.8反应系统引低氮油，催化剂预硫化 (17)4.1.9反应分馏系统调整操作，各产品合格引出装置 (18)4.2装置停工 (18)4.2.1反应系统停工 (18)4.2.2低压系统停工 (19)4.2.3吸收稳定系统水洗，氮气吹扫 (19)4.2.4低压系统蒸汽吹扫 (20)4.2.5 低压系统蒸塔、蒸罐,C201碱洗 (20)4.2.6公用工程停用，装置交付检修 (21)4.3装置自动化控制 (21)4.3.1工艺控制回路 (21)4.3.2连锁仪表 (22)5结束语 (22)参考文献 (23)附录 (23)附1：装置详细流程图 (24)附2：装置中所有控制回路表格 (29)附3：装置内的各个联锁的名称及其作用 (33)致谢 (35)1公司及装置简介1.1公司概况中国海洋石油（以下简称中海油）炼化有限责任公司惠州炼化分公司（以下简称惠州炼化）是中海油总公司独资建设的第一座大型炼厂，位于广东省惠州市大亚湾开发区。
uop中油型加氢裂化催化剂运行总结
齐 鲁 石 油 化 工 ꎬ２ ０ ２ ０ ꎬ４ ８ ( １ ) :４ ３ － ４ ７
ＱＩＬＵ ＰＥＴＲＯＣＨＥＭＩＣＡＬ ＴＥＣＨＮＯＬＯＧＹ
ＵＯＰ 中油型加氢裂化催化剂运行总结
潘琦琨
( 中国石油大连石化公司ꎬ辽宁大连 １１６０３２)
摘要:３ ６０ Ｍｔ / ａ 加氢裂化装置采用美国 ＵＯＰ 公司工艺技术及配套系列催化剂ꎬ精制剂为 ＵＦ － ２１０ 型催化剂ꎬ裂
氢 [１] ꎻ催化剂设计寿命 ３ ａꎬ自 ２００８ 年 ８ 月 ７ 日开
加氢精制催化剂的主要金属组分是 Ｎｉ － Ｍｏꎬ
在加氢裂化床层不含有杂原子烃类ꎮ 加氢裂化催
体ꎬ具有很高的中间馏分油选择性ꎬ用于最大量生
产中油型的产品ꎮ ３ ６０ Ｍｔ / ａ 加氢裂化装置所用
催化剂的物化性质见表 １ꎮ
表 １ 所用催化剂的主要物化性质
三床层
ＵＦ － ２１０ ２Ｑ
一床层 Ｃ
二床层
四床层
五床层
六床层 Ａ
六床层 Ｂ
ＵＦ － ２１０ ２Ｑ
ＨＣ － １１５ＬＴ(３)
ＨＣ － １１５ＬＴ(３)
ＨＣ － １１５ＬＴ(３)
ＵＦ － ２１０ ２Ｑ
装填高度 /
ｍｍ
设计装填密度 /
( ｋｇｍ － ３ )
实际装填密度 /
( ｋｇｍ － ３ )
设计装填质量 /
ＵＦ － ２１０ ２Ｑ
３ １
５ １
６ ５
１６ ２
０ ０
０ ０
３ １
０ ０
１６ ２
１７ ４
０ ０
球状
拉稀环
拉稀环
四叶草
三叶草
四叶草
１６ ０
４ ８
催化裂化装置工作总结
催化裂化装置工作总结
催化裂化装置是炼油厂中的重要设备，它能够将重质石油馏分转化为轻质产品，如汽油和柴油。
在过去的一段时间里，我们的催化裂化装置经历了一系列的工作，现在是时候对其进行总结了。
首先，我们需要总结催化裂化装置的运行情况。
在过去的几个月里，催化裂化
装置的运行稳定，没有发生任何重大故障。
这得益于我们对设备的定期维护和保养，以及对操作人员的培训和管理。
此外，我们还对催化裂化装置进行了一些改进，以提高其运行效率和产品质量。
其次，我们需要总结催化裂化装置的产品质量。
通过对产品进行抽样检测和分析，我们发现催化裂化装置生产的汽油和柴油的质量均达到了预期标准，符合相关的国家标准和行业要求。
这表明我们的生产工艺和质量控制是有效的，并且我们的产品在市场上具有竞争力。
最后，我们需要总结催化裂化装置的能耗和环保情况。
通过对能耗和排放进行
监测和分析，我们发现催化裂化装置的能耗和排放均在合理范围内，并且符合相关的环保法规和标准。
这表明我们在生产过程中注重节能减排，关注环境保护，符合可持续发展的理念。
总的来说，催化裂化装置的工作总结表明我们的生产工艺和管理是有效的，我
们的产品质量和环保水平是良好的。
然而，我们也意识到还有一些问题和挑战需要解决，比如如何进一步提高设备的运行效率和产品的质量，如何降低能耗和排放，如何应对不断变化的市场需求等。
我们将继续努力，不断改进和提高，以确保催化裂化装置在未来能够更好地为公司的发展和社会的需求做出贡献。
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蜡油加氢裂化催化剂运行寿命预测
2014年蜡油加氢裂化装置进行了换剂检修，本次换剂大部分使用2011年的再生催化剂，装置于2014年12月重新开工。
本总结收集2014年12月至2015年12月装置的运行数据，根据目前催化剂的失活速度，评估此再生催化剂剩余运行寿命，提出保证长周期运行措施。
一、按2015年装置全年高负荷工况下的催化剂寿命预测
2015年装置全年装置基本都在高负荷运行（负荷在90%以上），原料中焦蜡的比例也一直在20%左右。
原料馏程（设计终馏点555）、密度（在900-905之间低于设计920）都在设计范围内，硫（在0.2-0.25%），氮（在2000ppm左右）含量也远低于设计值（硫设计低于0.5%，氮低于3020ppm），其他杂质含量也都在设计指标范围内
2015年装置催化剂操作基本稳定，具体分析如下：
（1）系统压力基本稳定在15.0MPA，催化剂床层压差稳定在0.4-0.5MPA；（2）1床平均温度在375℃，最高点温度在390℃，温升150天之前A列可以达到22-24℃、B列可以达到20-22℃，150天之后略有下降A列在20-22℃、B列可以达到18-20℃，2015年初步估计失活2℃；
（3）2床平均温度由开工初期的390℃上涨至395℃，最高点温度也达到410℃，温升由初期的18-20℃上涨至现在的20-22℃（主要是为了补偿1床的温升），2015年初步估计失活3℃；
（4）3床平均温度由开工初期的395℃上涨至400℃，最高点温度也达到410℃，温升稳定在10-12℃，2015年初步估计失活5℃；
（5）4床平均温度由开工初期的397-398℃上涨至400-402℃，最高点温度也达到410℃，温升稳定在8-10℃，2015年初步估计失活4℃；
（6）5床平均温度由开工初期的395℃上涨至397℃，最高点温度也达到410℃，温升稳定在12-14℃，2015年初步估计失活2℃；
（7）6床平均温度由开工初期的387℃上涨至393℃，最高点温度也达到410℃，温升由初期的18-20℃上涨至现在的20-22℃，2015年初步估计失活3℃；
主要是
装置开
工氮中
毒造成
失活
图1-1 2015年装置催化剂失活速度评估曲线
从上图看出，2015年精制剂的前150天的失活速度0.7℃/月，后150天的失活速度是0.3℃/月，全年平均失活速度为0.5℃/月（与前面估计的2015年3床精制剂失活5℃基本吻合）。
2015年12月精制剂的平均温度为396℃，如果按催化剂专利商确定的精制剂末期平均温度可达410℃计算，失活速度按0.5℃/月计算，催化剂还可以使用28个月。
按此评估精制剂运行到2018年4月。
2015年裂化剂的全年平均失活速度为0.4℃/月（与前面估计的2015年4床裂化剂失活4℃基本吻合），2015年12月裂化剂的平均温度为398℃，如果按催化剂专利商确定的裂化剂末期平均温度可达410℃计算，失活速度按0.4℃/月计算，催化剂还可以使用28个月。
按此评估裂化剂能运行到2018年6月。
如果装置在未来两年中原料性质稳定，与2015年原料性质相近，负荷在90%左右（尽量不要超过100%），装置催化剂能运行到2018年4月。
二、按2016年前三个月装置80%负荷工况下的催化剂寿命预测。