加氢裂化装置开工总结
1概述
加氢裂化装置设计加工进口原油的减压蜡油馏分和部分焦化蜡油，用于生产高质量的轻质油品和用作乙烯原料的尾油。

轻质产品包括作为车用汽油调和组分的轻石脑油，用于重整装置原料的高芳潜重石脑油，符合3号喷气燃料规格要求的煤油馏分，以及高十六烷值的清洁柴油馏分；尾油馏分是优质的乙烯原料，具有BMCI值低、乙烯收率高的性质特点。

该装置的投产运行，将为燕山分公司在提高重油转化能力、生产清洁汽柴油以及优化乙烯原料等方面发挥重要作用。

本次开工的时间进度如下：20**年5月2日～11日进行催化剂装填；5月12日～15日氮气气密，5月15日～18日催化剂低温干燥；5月18日～28日氢气气密；5月29日～6月1日催化剂预硫化；6月16日催化剂钝化；6月18日切换新鲜VGO原料；6月20日操作调整基本到位，装置出合格产品。

2催化剂装填
催化剂及瓷球的装填工作于5月2日始，至11日结束。

加氢裂化装置设两个反应器，分别为精制反应器R3101和裂化反应器R3102。

R3101分为三个催化剂床层，除一床层顶部装填部分保护催化剂RG-10B和RG-1外，其它床层装填精制催化剂RN-32。

R3101共装填RN-32精制催化剂288.9t，RG-10B保护剂5.7t，RG-1保护剂6.5t；裂化反应器R3102设四个催化剂床层，除四床层底部装填少量后精制催化剂RN-32(粗条)外，其余部分装填裂化催化剂RHC-1，R3102反应器共装填RHC-1裂化催化剂176.8t，RN-32（粗条）后精制催化剂21t。

两个反应器装填催化剂总量共498.9t。

精制催化
剂装填堆比1.107 t/m3，裂化催化剂装填堆比为0.984 t/m3。

精制反应器R3101催化剂及瓷球实际装填情况列于表1。

裂化反应器R3102催化剂及瓷球实际装填情况列于表2。

表1 精制反应器R3101催化剂及瓷球装填表
表2 裂化反应器R3102催化剂及瓷球装填表
3氮气气密
催化剂装填结束后，于5月11日晚封反应器头盖，12日开始进行反应系统氮气置换、氮气气密。

至5月15日，氮气6.5MPa气密结束。

4催化剂氮气低温干燥
5月15日氮气气密结束，开始进行氮气低温干燥。

20:26开循环
压缩机K3102，起始循环氮气量约为26万Nm3/h，随后逐步提高循环压缩机转速，至16日11:00循环量达到约38万Nm3/h。

22:10时点反应进料加热炉，开始按照程序升温，升温初期升温较慢，因此实际干燥拖后约10h。

图1 催化剂氮气干燥理论升温曲线和理论升温曲线。

整个氮气干燥期间，循环氮气量在36万～38万Nm3/h，一反入口压力在2.42～2.97MPa之间。

氮气低温干燥后从冷高分共切水约8t，比预期的出水量大，疑是干燥前高压空冷有部分存水未排出。

5急冷氢试验、氢气气密及紧急泄压试验
催化剂氮气低温干燥结束后，5月18日3:00时做急冷氢试验，从二反四床层入口的冷氢阀开始向上逐个试验。

冷氢阀100％刻度下，各床层间的冷氢流量列于表3。

5月18日急冷氢试验结束后，系统降温降压，系统压力0.03MPa、反应器温度91℃时，拆反应器头盖及一反出口法兰，处理漏点。

5月26日8:00引新氢入装置，开始氢气气密，至5月28日氢气12.8MPa压力下气密合格。

28日9:15时开始做紧急泄压试验（7bar/mim和21bar/min），此时冷高分压力12.83MPa，循环氢流量370000Nm3/h。

从9时15分至18分，7bar/mim泄压试验共做3分钟，压力降低1.46MPa；从10时25分至28分，21bar/min泄压试验做3分钟，压力降低2.58MPa。

紧急泄压试验完毕后根据泄压速度对泄压孔板进行了校正。

6催化剂预硫化
5月29日装置具备了预硫化条件，于10:40时开始启动注硫泵向反应系统注入硫化剂DMDS。

注硫前主要反应操作条件如下：
一反入口温度：140℃
一反入口压力：12.32MPa
循环氢量：362744Nm3/h
29日10:40向反应器注入DMDS，20分钟后出现吸附热，11:17
时一反一床层温升约9℃，冷氢控制一反二床层入口温度保持140℃。

18:30时170℃恒温开始，逐步提高注硫量至800kg/h。

30日12:00时一反入口温度达到230℃，恒温4小时。

31日18:40时开始360℃恒温，6月1日0:00时停止注DMDS，360℃恒温8小时后于1日2:40结束硫化，反应系统开始降温。

硫化结束时，DMDS消耗量极少，且冷高分水位基本不再上升，可判断催化剂硫化比较完全。

硫化期间一反入口温度及循环氢中H2S浓度变化示于图2。

硫化期间注入硫化剂DMDS共73t，排放废氢中H2S折合DMDS约2.4t，系统残存折合DMDS约4.3t，系统泄露折合DMDS 约1.2t，高分水中含硫折合DMDS约18kg。

催化剂硫化实际消耗DMDS共：73-2.4-4.3-1.2-0.018＝65.1t。

根据催化剂装填量计算得到催化剂理论消耗DMDS量应为61.1t。

DMDS实际消耗量略高于理论量，从另一方面说明催化剂的硫化比较完全。

S浓度随时间变化图2 硫化过程一反入口温度及循环氢中H
2
6月2日发现高压空冷焊缝泄漏，且漏点较多。

系统降温降压，并对漏点进行处理。

期间，反应器氮气封存，催化剂床层各点温度低于100℃。

7催化剂钝化
6月16日高压空冷漏点处理完毕，系统升温升压，进行补硫及催化剂钝化程序。

16日17:30时开始补硫操作，DMDS起始注入量400kg/h左右，同时以20℃/h向230℃升温。

至21:30时循环氢中硫化氢浓度达到1.1v％，停止向反应器注硫，并开始向150℃降温。

17日9:40时一反入口150℃，启动原料泵引低氮油入反应器，
低氮油为直馏柴油，进料量150t/h左右，后提至170t/h。

引入低氮
油后，催化剂床层出现比较明显的吸附热，床层最高点温度出现在一反一床层下部，达到190℃。

另外，引油后发现热高分液位很快上升，怀疑是因高压换热器内漏引起的。

17日11:00左右低氮油穿透反应器，开始于高压空冷前注水、二反入口处注液氨，并以预定的7℃/h升高反应器入口温度。

注氨钝化期间循环氢中硫化氢浓度基本保持在500~5000ppm，水中氨氮含量5000～15000mg/L。

循环氢氢纯度在91v％以上。

在升温至约280℃时，一反出现明显温升，实际温升最高时达到约40℃，说明精制催化剂在280℃时即开始发挥加氢活性，原料油中芳烃饱和放热产生温升。

至18日16:30一反R3101入口温度升到320℃，二反入口310℃，催化剂钝化步骤结束。

8切换新鲜VGO原料及操作调整
催化剂钝化结束后，于18日17:00时开始切换VGO原料，比例为25％，半小时后VGO进入反应器，床层出现温升，一反一床层温升约15℃左右。

18:30提高VGO比例到50％，19:30提高VGO 比例至75％；20:00全部切换为VGO进料，总进料量170t/h，同时停注硫和注氨泵。

随后，装置进入操作调整阶段，并逐步提高处理量至设计值。

21日10:00时，反应系统及分馏系统均基本调整到位。

系统稳定后于14:00时取产品油样分析。

表4、表5及表6分别是原料油性质、反应系统主要操作条件及产品油主要性质。

由表4可见，原料油20℃密度为0.8812g/cm3，硫含量0.64w％，氮含量较高，达到1374μg/g。

由表5可见，一反入口氢分压13.2MPa，精制平均反应温度356.8℃，裂化平均反应温度370.9℃，精制催化剂床层总温升23.1℃，裂化催化剂床层总温升22.3℃。

在原料氮含量较高情况下，精制平均反应温度仅356.8℃，精制催化剂表现出了优良的加氢脱氮活性；裂化反应器四个催化剂床层温升分布较为均匀，第一裂化催化剂床层温升明显，说明精制油氮含量脱除到了较低水平，第一床层的裂化催化剂未受有机氮的抑制影响。

两个反应器出入口压差在正常设计范围，分别为0.37MPa、0.24MPa，两个反应器出入口总压差为0.61MPa（二反出口与一反入口压力表之差为0.58MPa）。

表6产品性质数据表明，装置所得产品性质优良，重石脑油馏分的芳潜高，达到58.1w%；航煤馏分烟点高达31.6mm；柴油馏分硫含量小于0.5μg/g，十六烷值达到53.3，属于优质的无硫柴油调和组分；尾油收率为45.6w％，其BMCI值为9.0，是优质的蒸汽裂解制乙烯原料。

表6 初期产品性质（6月21日14:00取样）
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