加氢裂化催化剂的开发

第37卷第10期应用科技

V o.l 37, .10

2010年10月

A pp lied Science and T echno l ogy

O ct .2010

do:i 10.3969/.j issn .1009-671X.2010.10.015

C HC 20加氢裂化催化剂的开发

李宝中1

,张浩2

,马守涛2

,张庆武2

,张万毅

(1.大庆石化公司炼油厂,黑龙江大庆163711;2.中国石油大庆化工研究中心,黑龙江大庆163714;3.长江大学经济学院,

湖北荆州434023)

摘要:针对一段串联加氢裂化工艺,进行了新型化工原料型加氢裂化催化剂的研发工作.200mL 固定床加氢评价结果表明:以大庆VGO 为原料,在控制原料(>177 )馏分油转化率为63%的转化率条件下,加氢裂化轻石脑油(<65 )收率为15.1%,可作为乙烯裂解原料或清洁汽油调和组分;重石脑油(65~177 )收率为48.3%,芳潜为49%,是优质的催化重整原料;柴油(177~320 )硫含量低于15 g /g ,芳烃含量低于5%,可作为清洁柴油调和组分;尾油(>320 )收率为11.1%,B M C I 值为5,是优质乙烯裂解原料.2000h 的活性稳定性试验表明,研制的催化剂具有良好的活性稳定性,能够满足工业装置长周期运行的要求.关键词:加氢裂化;催化剂;石脑油;柴油;尾油

中图分类号:TE642.9 文献标志码:A 文章编号:1009-671X (2010)10-0061-04

Develop m e nt of CHC 20hydrocracking catal yst

L I Bao z hong 1

,Z HANG H ao 2

,M A Shou tao 2

,Z HANG Q ing w u 2

,Z HNG W an y i

(1.R efi nery of Daq i ng Pe tro che m i ca l Co m pany ,D aqing 163711,Ch i na ;2.D aq i ng P etroche m ical R esearch C ente r o f P etroChina ,

D aqing 163714,Ch i na ;3.Co llege of Econo m ics ,Y ang tze U niversity ,Ji ng zhou 434023,Ch i na)

Abst ract :A novel hydrocrack i n g catalyst w as deve l o ped for produc i n g che m ical m ateria ls w ith reactors i n series process .Evaluati o n of cata l y tic perfor m ance of the hydrocracking catalyst w as carried out on a 200mL fi x ed bed hydrogenation un i.t The resu lts sho w ed that under the 63%conversi o n of feedstock distillate (>177 )usi n g Daqing VGO as feedstocks ,the y ield of li g ht naphtha (<65 )w as 15.1%,w hich can be crack i n g ra w m ateria l for et h y l e ne production or blend i n g co m ponents of clean gaso li n e ;the y i e l d o f heavy naphtha (65~177 )w as 48.3%w ith po tenti a l aro m atics of 49%,wh ich can be h i g h qua lity cracking ra w m aterial for ethy lene ;d iesel o il (177~320 )whose sulfur content is less than 15 g /g and aro m atics con tent is less than 5 %,w h i c h can be blend i n g co m ponents of clean d iese;l t h e y i e l d o f tail o il (>320 )w as 11.1%w ith l o w B MC I value o f5,wh ich can be cracking ra w m aterial for ethy lene production .2000h of acti v ity and stab ility tests sho w that the developed catalyst has good activ ity and stab ility ,wh ich can m eet long ter m operation o f p lant require m en ts .K eywords :hydrocracking ;catalys;t naphtha ;diese;l tail o il

收稿日期:2010 06 08.

基金项目:中国石油天然气集团公司合作基金资助项目(2008B 3203 01).作者简介:李宝中(1968 ),男,助理工程师,主要研究方向:炼油生产,E m ai:l m s t 459@petrochina .co https://www.360docs.net/doc/d115413681.html, .

随着世界范围内原油重质化和劣质化趋势的不断加剧,轻质馏分油、中间馏分油和乙烯裂解原料的市场需求日益增长

[1-8]

.加氢裂化是重质馏分油深

度加工的主要工艺之一,由于其具有原料适应性强、操作及产品方案灵活以及产品质量好等特点,可以很好地解决上述问题.加氢裂化不仅是炼油工业生产轻石油品的重要手段,而且也已成为石油化工企业的关键技术,发挥其他工艺不可替代的作用

[9-11]

.大庆化工研究中心开发的C H C 20加氢裂

化催化剂,生产的重石脑油是优质催化重整原料,柴油十六烷值高、硫含量低、芳烃含量低且凝点低,是优质的清洁低凝柴油;轻石脑油和加氢裂化尾油可作为蒸汽裂解制乙烯的原料.

1 CHC 20催化剂的主要物化性能

C H C 20加氢裂化催化剂主要以改性的Y 分子筛、氧化铝为载体,金属活性组分为钨、镍.其主要物化性能见表1.

表1 C HC 20催化剂的主要物化性能催化剂(CHC 20)

性能参数数值

W O 3+N i O 的质量分数/%

23~28孔容/(mL !g -1)0.31~0.35比表面积/(m 2!g -1)270~300压碎强度/(N !cm -1)110~130堆积密度/(g !mL -1)

0.80~0.90外观形状圆柱形长度/mm 6~10直径/mm

1.4~1.6

2 试验方法

2.1 试验氢气

试验用氢气为大庆石化公司化工一厂的工业氢气,其纯度为97.3%.

2.2 试验原料油

实验原料油采用大庆的VGO,其主要性质见表2.

表2 原料油性质

原料油(大庆VGO )数值密度,(20 )/(g !cm -3)

0.8612B M C I 值22凝点( )41残炭质量分数/%0.04总硫含量/( g !g -1)956总氮含量/( g !g -1)

1147

2.3 试验装置

利用200mL 一段串联双反应器固定床小型加氢试验装置对催化剂进行加氢性能试验.采用原料、氢气一次通过的单段加氢工艺流程.试验装置流程示意图见图1

图1 200mL 一段串联加氢评价装置流程示意图

2.4 加氢裂化反应性能试验2.4.1 与参比剂的对比试验

以大庆VGO 为原料,在氢分压14.0MPa 、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h -1

条件下,控制原料中(>177 )馏分转化率约为62%,CHC 20催化剂与参比剂(参比剂为未改性的Y 沸石)对比试验结果见表3、4.

由表3试验结果可以看出,在氢分压14.0MPa 、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h -1

条

件下,原料中(>177 )馏分转化率为63%时,CHC 20催化剂反应温度比参比剂低5 ,产品C5+液体收率相当;低于65 收率,C HC 20催化剂比参比剂高0.30%;65~177 收率,C H C 20催化剂比参比剂低0.11%;177~320 收率,C HC 20催化剂比参比剂低5.10%;高于320 收率,C H C 20催化剂比参比剂高4.91%.

由表4试验结果可知,在氢分压14.0MPa 、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h -1

条件下,原料中

!62!应用科技第37卷

(>177)馏分转化率为63%时,重石脑油芳潜质量分数,C HC 20催化剂比参比剂高5%;-35低凝柴油硫含量,C HC 20催化剂比参比剂低9 g/g,且小于15 g/g;十六烷值,C H C 20催化剂比参比剂低1,芳烃含量二剂均低于5%;尾油B MC I值,C HC 20催化剂比参比剂高1.

表3 C H C 20催化剂与参比剂对比试验产品分布

催化剂性质参数参比剂CHC 20催化剂

反应温度/基准+5基准

C5+液体质量分数/%96.896.6

比重/(g!cm-3)0.72870.7292产品收率

(<65)/%14.8015.10

(65~177)/%48.4148.30 (177~320)/%30.6025.50

(>320)/%6.1911.10表4 C H C 20催化剂与参比剂对比试验产品主要性质

产品

催化剂

性质参数

参比剂

CHC 20

催化剂密度/(g!c m-3)0.72560.7264

65~177重石脑油芳潜/%4549

硫含量/( g!g-1) 34 9

密度/(g!c m-3)0.77400.7814

凝点/-45.0-42.0 177~320柴油十六烷值5857

硫含量/( g!g-1)2314

芳烃含量/% 4 3

密度/(g!c m-3)0.80640.8155 >320尾油硫含量/( g!g-1)7958

B M

C I值45

2.4.2 C H C 20催化剂的活性稳定性试验

以大庆VGO为原料,在氢分压14.0MPa、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h-1条件下,控制原料中(>177)馏分转化率约为60%,对C HC 20催化剂进行了2000h的活性稳定性试验,其试验结果见表5.

由表5可知:在保持原料油中(>177)馏分60%转化率条件下,反应温度比初期提高1,提温速率0.013/d.活性稳定性试验中,重石脑油芳潜为38%~39%,为优质的重整原料;-35柴油硫含量11~14 g/g,芳烃含量3%~4%,十六烷值56~57,凝点-35~36,为清洁的低凝柴油;尾油B M CI值低为5~6,为优质的乙烯裂解原料.

活性稳定性试验中产品性质稳定不变,表明催化剂具有良好的活性稳定性,能够满足工业装置长周期运行的要求.

表5 CHC 20催化剂的活性稳定性试验结果温度/性能

采样时间/h

800~

1045

1410~

1547

1814~

2000

精制生成油

氮含量/( g!g-1)

568

裂化反应温度/ 基准基准基准+1 <65收率/% 14.5 16.3 15.3

收率/%43.743.844.7

密度/(g!c m-3)0.7290.7300.729 65~177芳潜%393838

硫含量/( g!g-1) 21.0 14.3 19.1

收率%25.726.225.0

密度/(g!c m-3)0.7830.7810.780

凝点/-36-36-35 177~320十六烷值565756

硫含量/( g!g-1)111413

芳烃含量收率/% 3 3 4

收率%16.113.715.0

密度/(g!c m-3)0.8220.8150.813 >320硫含量/( g!g-1)352133

B M

C I值655

3 结论

1)利用C H C 20加氢裂化催化剂,以大庆VGO 为原料在氢分压14.0M Pa、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h-1条件下,原料中(>177)馏分油转化率为63%,C H C 20催化剂反应温度比参比剂的反应温度低5.

2)利用C H C 20加氢裂化催化剂,以大庆VGO 为原料在氢分压14.0M Pa、氢油体积比1500?11、体积空速1.5h-1条件下,原料油中(>177)馏分转化率60%进行3000h活性稳定性试验,升温速率低,为0.013/d,且产品性质稳定不变,表明催化剂具有良好的活性稳定性.

第10期李宝中,等:CHC 20加氢裂化催化剂的开发

3)利用C HC 20加氢裂化催化剂,以大庆VGO 为原料在氢分压14.0MPa、氢油体积比1500?1、体积空速1.5h-1条件下,原料油中(>177)馏分转化率60%,生成的轻石脑油、尾油可做为乙烯的裂解原料,生成的重石脑油可做为重整原料,生成的柴油符合国I V柴油标准.

参考文献:

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!应用科技第37卷

浅谈加氢裂化催化剂基本组成

龙源期刊网 https://www.360docs.net/doc/d115413681.html, 浅谈加氢裂化催化剂基本组成作者：刘斌来源：《中国化工贸易·下旬刊》2018年第04期摘要：加氢裂化是炼油工业生产轻质油品的重要手段，催化剂则是加氢裂化技术的核心，催化剂的催化性能与其物理、化学的诸多性质密切相关。加氢裂化催化剂是一种典型的双功能催化剂，具有加氢功能和裂解功能。关键词：加氢裂化；催化剂加氢裂化是重油深度加工的主要工艺，它具有原料适应性强、产品方案灵活、液体产品收率高、产品质量好等诸多优点。加氢裂化的核心是催化剂，催化剂的催化性能不仅取决于它的化学组成，而且与其物理、化学的诸多性质密切相关。加氢裂化催化剂是一种典型的双功能催化剂，具有加氢功能和裂解功能。加氢功能和裂解功能两者之间的协同决定了催化剂的反应性能。加氢裂化催化剂中的基本组成包括加氢活性组分、裂化活性组分、载体、助剂。 1 加氢活性组分加氢功能主要来源于具有加氢活性功能的活性相。加氢裂化催化剂的加氢活性组分的活性由高到低顺序如下：贵金属>过渡金属硫化物>贵金属硫化物。加氢活性组分主要包括ⅥB族和Ⅷ族的几种金属如Mo、W、Ni、Co、Fe、Cr等的硫化物，或贵金属Pt、Pd元素等。裂解功能一般由无定形硅铝、分子筛等酸性载体提供。 2 裂化活性组分加氢裂化催化剂裂化组分换代顺序为：Al2O3-SiO2（硅铝）、八面沸石、改性的Y分子筛、特种分子筛、介孔纳米材料。裂化组分的酸性按氧化铝、无定形硅铝、分子筛的顺序增强。 2.1 硅铝酸性组分无定形硅铝中的硅铝含量对其性质有较大影响，低铝含量的硅铝孔径小，孔容低，比表面高。在无定形硅铝中，同时存在Lewis酸和Bronsted酸，其总酸量随铝含量的增加有一最大值，合成方法不同，具体数值有所差别。 2.2 Y型分子筛酸性组分分子筛具有规整的孔道结构和表面酸性基团，酸性分子筛的酸强度、酸量比无定形硅铝和氧化铝大得多，在加氢裂化催化剂中引入分子筛组分表现出了很多优点：高活性、好的抗氮性和耐硫性、高稳定性、低结焦性、易再生。分子筛是一类具有骨架结构的微孔晶体材料，构成

加氢裂化装置操作工初级理论知识试卷

职业技能鉴定国家题库加氢裂化装置操作工(YN)初级理论知识试卷A 注意事项 1、考试时间：90分钟。 2、请首先按要求在试卷的标封处填写您的姓名、准考证号和所在单位的名称。 3、请仔细阅读各种题目的回答要求，在规定的位置填写您的答案。 4、不要在试卷上乱写乱画，不要在标封区填写无关的内容。一、单项选择(第1题～第160题。选择一个正确的答案，将相应的字母填入题内的括号中。每题0.5分，满分80分。) 1. 反应加热炉烘炉与反应系统干燥同步进行时，辐射段炉管应通入( )循环。 A 、氧气 B 、氮气 C 、氢气 D 、净化风 2. 反应加热炉单独烘炉时对流段炉管应通入( )保护炉管。 A 、氧气 B 、氢气 C 、蒸汽 D 、净化风 3. 低压系统用氮气进行气密时，应用采用( )进行气密。 A 、肥皂水 B 、除氧水 C 、可燃性气体检测仪 D 、硫化氢气体检测仪 4. 在各压力等级下的气密静压试验中，降压速度每小时不大于( )为合格。 A 、0.03MPa B 、0.06MPa C 、0.09MPa D 、0.12MPa 5. 装置抽真空气密静压试验中，以每小时泄漏量( )以下为合格。 A 、10kPa B 、60kPa C 、100kPa D 、600kPa 6. 高压系统气密试验的压力以( )的压力为准。 A 、反应器 B 、热高分顶 C 、循环氢压缩机入口分液罐顶或冷高分顶 D 、循环氢压缩机出口 7. 高压系统气密的最高压力应达到 ( )为准。 A 、正常操作压力 B 、冷高分安全阀定压值 8. 蜡油加氢裂化装置的原料油最常用的是( )。 A 、减压蜡油 B 、初馏塔塔底油 C 、减压渣油 D 、催化常渣 9. 蜡油加氢裂化装置催化剂硫化前的原料油通常是( )。 A 、减压渣油 B 、开工柴油 C 、常压蜡油 D 、催化常渣 10. 蜡油加氢裂化装置的主要产品是( )。 A 、汽油 B 、液化气 C 、煤油 D 、常压蜡油 11. 硫化剂为微黄色、( )的液体。 A 、无味 B 、泥土味 C 、芳香味 D 、恶臭味 12. 可以作为加氢催化剂预硫化用硫化剂的是( )。 A 、缓蚀剂 B 、胺液 C 、阻垢剂 D 、二甲基二硫 13. 装置开车水冲洗的目的是( )。 A 、打通流程、冲洗杂物 B 、检查反应器施工质量 C 、检查分馏塔施工质量 D 、检查热高分施工质量 14. 离心泵密封、冲洗蒸汽的作用是( )。 A 、加热轴承 B 、加热泵体内介质 C 、降低介质粘度 D 、防止介质泄漏造成污染 15. 蜡油加氢裂化装置的反应注水要控制活性氧的含量不超过50PPm ，是由于微量氧在反应系统容易( )，对装置生产构成一定的威胁。 A 、与硫化物反应生成单质硫 B 、与氢气反应 C 、与原料油反应 D 、使催化剂床层结焦 16. 催化剂在生产、运输和储存过程中，为了控制催化剂的活性，其活性金属组分是以( )的形式存在的。 A 、还原态 B 、硫化态 C 、氧化态 D 、金属氯化物 17. 加热炉点主火嘴顺序应( )。 A 、逐个点 B 、随意点 C 、对称点 D 、单、双数相应点 18. 加热炉点主火嘴顺序应遵循的原则是( )。 A 、使炉体各部均匀升温 B 、操作方便 C 、加快升温速度 D 、快速点起全部主火嘴 19. 原料油带水应通知调度及罐区切换原料油，并在装置外循环( )分钟以上以置换管线。 A 、10 B 、20 C 、30 D 、60 20. 硫化剂可以用( )容器贮存。 A 、铜 B 、铜合金 C 、塑料 D 、碳钢罐 21. 硫化剂罐要求密封或水封的目的是( )。 A 、防止硫化剂挥发 B 、防止硫化剂跑损 C 、防止硫化剂变质 D 、防止硫化剂腐蚀容器考生答题不准超过此线

蜡油加氢裂化装置

180万吨/年蜡油加氢裂化装置一、工艺流程选择 1、反应部分流程选择 A.反应部分采用单段双剂串联全循环的加氢裂化工艺。 B.反应部分流程选择：本装置采用部分炉前混氢的方案，即部分混合氢和原料油混合进入高压换热器后进入反应进料加热炉，另一部分混合氢和反应产物换热后与加热炉出口的混氢油一起进入反应器。 C.本装置采用热高分流程，低分气送至渣油加氢脱硫后进PSA部分，回收此部分溶解氢。同时采用热高分油液力透平回收能量。因本装置处理的原料油流含量很高，氮含量较高，故设循环氢脱硫设施。 2、分馏部分流程选择 A.本项目分馏部分采用脱硫化氢塔-吸收稳定-常压塔出航煤和柴油的流程，分馏塔进料加热炉，优化分流部分换热流程。采用的流程比传统的流程具有燃料消耗低、投资省、能耗低等特点。 B.液化气的回收流程选用石脑油吸收，此法是借鉴催化裂化装置中吸收稳定的经验，吸收方法正确可靠，回收率搞。具有投资少、能耗低、回收率可达95%以上等特点。 3、催化剂的硫化、钝化和再生 A、本项目催化剂硫化拟采用干法硫化 B、催化剂的钝化方案采用低氮油注氨的钝化方案 C、催化剂的再生采用器外再生。二、工艺流程简介 1、反应部分

原料油从原料预处理装置和渣油加氢裂化装置进入混合器混合后进入原料缓冲罐（D-101），经升压泵（P-101）升压后，再经过过滤（SR-101），进入滤后原料油缓冲罐（D-102）。原料油经反应进料泵（P-102）升压后与部分混合氢混合，混氢原料油与反应产物换热（E-101），然后进入反应进料加热炉（F-101）加热，加热炉出口混氢原料和另一部分经换热后的混合氢混合，达到反应温度后进入加氢精制反应器（R-101），然后进入加氢裂化反应器（R-102），在催化剂的作用下，进行加氢反应。催化剂床层间设有控制反应温度的急冷氢。反应产物先与部分混合氢换热后再与混氢原料油换热后，进入热高压分离器（D-103）。装置外来的补充氢由新氢压缩机（K-101）升压后与循环氢混合。混合氢先与热高分气进行换热，一部分和原料油混合，另一部分直接和反应产物换热后直接送至加氢精制反应器入口。从热高压分离器出的液体（热高分油）经液力透平（HT-101）降压回收能量，或经调节阀降压，减压后进入热低压分离器进一步在低压将其溶解的气体闪蒸出来。气体（热高分气）与冷低分油和混合氢换热，最后由热高分气空冷器（A-101）冷却至55℃左右进入冷高压分离器，进行气、油、水三相分离。为防止热高分气中NH3和H2S在低温下生成铵盐结晶析出，赌赛空冷器，在反应产物进入空冷器前注入除盐水。从冷高压分离器分理出的气体（循环氢），经循环氢脱硫后进入循环氢压缩机分液罐（D-108），有循环氢压缩机（K-102）升压后，返回反应部分同补充氢混合。自循环氢脱硫塔底出来的富胺液闪蒸罐闪蒸。从冷高压分离器分离出来的液体（冷高分油）减压后进入冷低压分离器，继续进行气、液、水三相分离。冷高分底部的含硫污水减压后进入酸性水脱气罐（D-109）进行气液分离，含硫污水送出装置至污水汽提装置处理。从冷低压分离器分离出的气体（低分气）至渣油加氢装置低压脱硫部分：液体(冷低分油）经与热高分气换热后进入脱硫化氢塔。从热低压分离器分离出的气体（热低分气）经过水冷冷却后至冷低压分离器，液体（热低分油）直接进入脱硫化氢塔。 2、分馏和吸收稳定部分

加氢裂化装置掺炼催化柴油技术工业应用实践

加氢裂化装置掺炼催化柴油技术工业应用实践发表时间：2019-09-01T18:59:57.400Z 来源：《防护工程》2019年12期作者：薛晓阳 [导读] 为了适应全厂生产的灵活性，本装置设计为全循环和60%转化率两种工况。中国石油哈尔滨石化公司 150030 摘要：随着社会日益发展的需要和原油的日益劣质化、重质化，以及环境的污染，国家对干净、清洁的能源燃料越来越重视，而蜡油加氢裂化技术是原油深度加工生产清洁燃料的重要方式，所以在未来加氢裂化技术将会越来越普遍和推广。本文就以美国UOP公司的 Unicraking两段加氢裂化工艺技术为例进行实践论证。关键词：加氢裂化;?催化柴油;?产品质量; 1 装置概况为了适应全厂生产的灵活性，本装置设计为全循环和60%转化率两种工况。设计加工来自国外的减压蜡油，经过加氢脱硫、加氢脱氮、加氢裂化等反应，生产优质的轻、重石脑油、航煤和柴油产品，加氢尾油作为催化裂化装置原料。本装置反应的部分流程如下：图1 装置反应部分流程 2?催化剂分布及原料性质 2.1 催化剂分布本装置一段反应器共六个床层，其中第一床层到第四床层为加氢精制床层，催化剂型号分别为CT-30、KF-542、KG-5、HYT-8109、HYT-8119、KF-848 (再生) 、HYT-6219，第五床层和第六床层为加氢裂化床层，催化剂型号为HC-115LT (再生) ，反应器底部后精制剂型号为KF-851 (再生) 。表1 原料油性质分析对比表 2.2 原料性质及特点本装置自开工正常运转一段时间后，为了维持全厂物料平衡和实现效益最大化，开始在原料油中掺入催化柴油，并逐步增加至60 t/h。如表1所示为在总进料量330 t/h不变的情况下，原料中未掺入以及掺入20 t/h、40 t/h及60 t/h数量催化柴油组成的滤后原料油的主要性质参数。在整个掺炼观察期间，装置正常运行，各产品质量合格。通过表1原料油性质分析对比表可以看出随着催化柴油掺炼比例的提高，混合原料油的密度逐渐增大，氮含量、硫含量所占比例都有相应的升高，这与催化柴油高硫、高氮性质特点相吻合，但由于本装置氮含量设计要求不大于867 mg/kg，所以为保证本装置催化剂失活速率在正常范围内，建议在装置运行前期，当混合原料油中氮含量大于867mg/kg时，操作人员应密切关注原料油性质及反应器床层温度变化。随掺炼比例的增加，初馏点温度呈现下降趋势和350℃馏出量所占体积分数逐渐增大的情况来看，催柴中含有一定比例的小分子轻组分;根据混合原料终馏点温度的逐渐上升和500℃馏出量所占体积分数下降的情况，得出催化柴油中同时含有大量的单环和多环芳烃，使得混合后

适应用户需求的催化柴油加氢改质技术

适应用户需求的催化柴油加氢改质技术摘要：针对国内炼油企业在柴油质量升级中所面临的问题，抚顺石油化工研究院开发了系列催化柴油加氢改质技术。工艺研究和工业应用结果表明抚顺石油化工研究院所开发的系列技术各具特点，用户可以根据自身不同的需求选择适宜的相关技术，生产满足清洁燃料标准的高品质油品。关键词：催化柴油加氢清洁燃料前言催化裂化（FCC）技术是重油轻质化的主要工艺手段之一，在世界各国的炼油企业中都占有比较重要的地位。而催化裂化工艺技术的主要特点是对进料中的链烷烃和环烷烃进行裂解，对芳烃基本不具备破环的能力，因此在催化裂化柴油中通常富集了大量稠环芳烃。催化裂化柴油的硫含量和芳烃含量高，发动机点火性能差，属于劣质的柴油调和组分，在国外主要用于调和燃料油、非车用柴油和加热油等。而在我国，由于石油资源的紧缺，催化柴油还主要是加氢精制或加氢改质后用于调和柴油产品，统计资料表明中国石化所属炼油企业所生产的催化柴油中的85%用于普通柴油的生产。近年来，随着国内所加工原油质量的日益重质化，催化裂化所加工的原料也日趋重质化和劣质化，加之许多企业为了达到改善汽油质量或增产丙烯的目的，对催化裂化装置进行了改造或提高了催化裂化装置的操作苛刻度，导致催化裂化柴油的质量更加恶化。目前，国内炼油企业所生产的催化柴油的芳烃含量通常会达到45%～80%，十六烷值在20～35左右，随着环保法规的日趋严格，企业所面对的产品质量升级压力日益增加。中国石化是中国最大的一体化能源化工公司之一，也是国内最大的石油、石化产品生产商和供应商，为全社会提供高品质的清洁油品是中国石化所承担的重要任务和责任。抚顺石油化工研究院作为中国石化直属科研单位，多年来在加氢催化剂和工艺技术开发上开拓创新，研发了系列可以满足炼油企业实际生产需求的加氢催化剂和工艺技术，为企业产品质量升级提供助力。 1 催化柴油加工难点对于炼油企业而言，柴油馏分主要是由常减压、催化裂化、延迟焦化和加氢裂化4 类装置生产的。如表1中国石化炼油事业部装置数据集统计数据显示，2008年催化柴油在中国石化所生产柴油构成中所占比例为17.8%。虽然从中国石化整体上看催化柴油所占比例并不大，但由于各炼油企业的规模、原油性质以及装置构成等方面的不同，这个比例在不同企业的差别较大，有的企业催柴所占比例超过了30%。目前，在中国石化所属企业催化柴油主要用于：加氢后作为普通柴油的调和组份，这种用途目前最为广泛，据统计有85%或更多的催化柴油用于普通柴油的生产；用于船舶燃料生产，需求量相对较小，市场流动性强，主要集中在沿海和沿江地区；作为工业燃料销售，用于陶瓷厂或者发电厂，主要集中于广东和浙江2 省，消耗量低于1.0 Mt/a。表1 中国石化2008年柴油馏分构成及主要性质产量/(Mt·a-1) 构成比例，(wt)% 十六烷值总芳烃，(wt)%

加氢裂化工艺流程概述

加氢裂化工艺流程概述全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。 1.1反应系统流程减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合

进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二

加氢裂化操作规程

120万吨/年加氢裂化装置操作规程海南实华炼油化工有限公司二〇一四年十一月

目录第一章概述 (1) 第一节装置概况 (1) 第二节原料和产品 ............................................................................................................... 第三节物料平衡 ................................................................................................................... 第四节工艺流程说明 ............................................................................................................. 第五节主要操作条件 ............................................................................................................. 第六节能耗、公用工程及辅助材料消耗.............................................................................. 第七节装置内外关系............................................................................................................. 第八节分析控制 ..................................................................................................................... 第九节工艺卡片........................................................................................................第二章化学反应原理、催化剂及影响因素 .............................. 第一节反应原理 ..................................................................................................................... 第二节催化剂 ......................................................................................................................... 第三节影响因素 ..................................................................................................................... 第三章正常开工程序 ................................................ 第一节开工准备工作 ............................................................................................................. 第二节开工前的设备检查 ..................................................................................................... 第三节反应系统氮气气密、烘干催化剂.............................................................................. 第四节催化剂装填 ................................................................................................................. 第五节催化剂干燥 ................................................................................................................. 第六节急冷氢和紧急泄压试验 ............................................................................................. 第七节催化剂预硫化 ............................................................................................................. 第八节切换原料油和调整操作 ............................................................................................. 第九节原料分馏系统气密 ..................................................................................................... 第十节原料分馏系统冷油运 ................................................................................................. 第十一节分馏系统热油运及进油操作.................................................................................. 第四章正常操作法 .................................................. 第一节反应部分正常操作 ..................................................................................................... 第二节分馏部分正常操作 ..................................................................................................... 第三节循环氢脱硫操作 ......................................................................................................... 第四节加热炉操作 ................................................................................................................. 第五节空气预热系统操作 ..................................................................................................... 第六节热工部分操作 ............................................................................................................. 第七节原料油过滤器操作 ..................................................................................................... 第五章装置正常停工程序 ............................................ 第六章循氢机操作规程 .............................................. 第一节开机条件 ..................................................................................................................... 第二节开机前的检查工作 ..................................................................................................... 第三节润滑油系统的检查、准备及润滑油系统循环的建立..............................................

加氢裂化分馏系统操作法

加氢裂化分馏系统操作法 1.1岗位任务和职责 1.1.1岗位任务 1.1.1.1以加氢裂化反应生成油为原料，按工艺操作标准及工艺卡片的要求，操作加热炉、分馏塔等主要设备；采用分馏、汽提等分离方法，生产出合格的液态烃、轻重石脑油、航煤、柴油、乙烯料、轻中重润滑油组分等产品。 1.1.2岗位职责 1.1. 2.1严格按工艺卡片、平稳率指标及车间规定控制操作，保持各塔液位、压力、温度、流量平稳，平为其他岗位平稳操作创造条件。 1.1. 2.2根据反应系统操作参数的变化，正确分析操作，及时调整，保证各产品质量合格。 1.1. 2.3按工艺操作规程要求，加强对加热炉的维护和管理，对异常情况做出准确判断与处理。 1.1. 2.4对本系统的所有设备、机泵及仪表设备进行定期巡检及不定期检查，有异常情况及时汇报班长并做相应的处理措施，做好操作记录。 1.1. 2.5遇到异常情况岗位应冷静分析，准确判断，采取一切有效的方法恢复平稳操作；对报警与连锁动作做出快速判断，紧急情况下，有权实施分馏岗位紧急联锁。

1.2操作因素分析分馏系统的目的是生产符合质量标准的各类产品，并为反应系统提供符合要求的性质相对稳定的循环油。保持分馏系统的物科平衡及热量平衡，是分馏系统的设计思想和依据，是分馏操作必须遵循的原则。我装置分馏系统包括：脱丁烷塔（重沸炉）、脱乙烷塔、常压塔（常压进料炉）、减压塔（常压进料炉），操作遵循蒸馏原理。 1.2.1操作因素分析 1.2.1.1脱丁烷塔（T1001） a.压力压力是产品的定性值,它决定油品的沸点,在相同温度相同组成下,决定油品的气化率。塔顶压力是靠控制塔顶分液罐的压力来实现塔的压力对整个分馏塔组分的沸点有直接影响，随着塔压升高，产品的沸点也会升高，以致给组分的分离带来更大的困难。正常的塔压不宜改变，塔操作的稳定由温度调节控制。正常压力控制在1.55MPa。 b.温度: 脱丁烷塔两路进料：从冷低分经E1015加热后约168℃进22层；从热低分底约250℃进28层。保持进料流量温度及出料流量和温度的

催化柴油MCI工艺技术

催化柴油MCI工艺技术 ?催化柴油MCI工艺技术应用概况 ?催化柴油MCI工艺的理论基础 ?催化柴油MCI技术对催化剂的要求 ?催化柴油MCI技术对不同原料的适应性 ?催化柴油MCI工业应用效果催化柴油MCI工艺技术应用概况我国目前的柴汽比较低，柴油数量满足不了市场的需求。柴油中的三分之一是催化裂化柴油。催化柴油中含有较多的杂原子化合物、烯烃和芳烃，颜色不好，安定性较差，尤其是十六烷值很低。随着重油催化裂化技术的发展和掺渣量的增加，催化柴油的质量问题变得更为突出。当前国内外普遍采用的劣质催化柴油改质手段是加氢精制和加氢裂化。催化柴油加氢精制，是在中、低压的条件下，进行烯烃加氢饱和、脱硫、脱氮及芳烃部分饱和反应，可改善其颜色和安定性，而十六烷值提高幅度较小，尤其是加工劣质原料的催化装置，其催化柴油通过加氢精制远不能满足产品对十六烷值的要求。近几年开发的劣质柴油中压加氢改质工艺，是中压下的一种加氢裂化过程，转化率一般为40%～60%，虽然其柴油产品的十六烷值较原料可提高10～20个单位，但柴油收率低，化学氢耗高，不适应国内市场的需求。因此，开发一种既能最大限度提高柴油十六烷值，又能得到较高的柴油收率的劣质催化柴油改质技术，是人们普遍关注的课题。抚顺石油化工研究院新开发的一种提高催化柴油十六烷值的加氢改质工艺技术（Maximum Cetane number Improvement，简称MCI）。该技术在吉林化学工业公司炼油厂20万吨/年加氢装置应用成功后，先后有７家炼厂采用该技术。该技术不仅能大幅度提高催柴的十六烷值，同时还能获得较高的柴油收率，获得2001年度国家科技发明二等奖，具有显著的经济效益和社会效益，有可观推广应用前景。催化柴油MCI工艺的理论基础众所周知，石油产品的烃类族组成直接影响产品的性质。十六烷值是柴油燃烧性能的重要指标。柴油馏分中，链烷烃的十六烷值最高，环烷烃次之，芳香烃的十六烷值最低。同类烃中，同碳数异构程度低的烃类化

加氢裂化催化剂的基本组成和性质

加氢裂化催化剂的基本组成和性质刘卫星刘冬梅高强（江苏联东化工股份有限公司，江苏丹阳，212300）[摘要] 随着世界燃油规范Ⅳ类标准的实施，以及对化工原料需求的增长，加氢裂化催化剂引起了更广泛的重视。介绍加氢裂化催化剂的基本组成和性质，深入剖析各组分对加氢裂化催化剂反应性能的影响。 [关键词] 加氢裂化；酸性载体；催化剂 1 加氢裂化催化剂的组成加氢裂化催化剂是一种典型的双功能催化剂，具有加氢功能和裂解功能。加氢功能和裂解功能两者之间的协同决定了催化剂的反应性能。加氢裂化催化剂中的基本组成包括加氢活性组分、裂化活性组分、载体、助剂。 1.1 加氢活性组分加氢功能主要来源于具有加氢活性功能的活性相。含Pt、Ni等还原态催化剂一般用氢气还原，而硫化型催化剂的活化，一般是指催化剂的原位预硫化，原位预硫化后，活性金属从氧化态变成硫化态，有利于提高催化剂的活性和稳定性。各类加氢活性组分的活性顺序是不同的。活性由高到低顺序如下：贵金属＞过渡金属硫化物＞贵金属硫化物。贵金属组分中，Pt、Pd等元素具有极强的加氢活性，贵金属催化剂主要用于石脑油的催化重整，环烷烃脱氢，环烷烃异构化等反应中，因贵金属极易在硫、氮的环境中中毒，故在工业装置上贵金属加氢催化剂填于两段工艺的第二段。非贵金属组分中，ⅥB族(Mo、W)和Ⅷ族(Ni、Co)的几种金属的硫化物具有强的加氢活性。硫化型催化剂的加氢机理见图1。图1 DBT在Mo/Al2O3催化剂上HDS机理由图1可知，催化剂表面上硫原子在氢气作用下形成-SH，相邻的-SH形成H2S后，在催化剂表面形成阴离子空穴，DBT通过硫原子连在催化剂表面的阴离

160加氢裂化操作规程

第一章工艺技术规程 1.1装置概况 1.1.1装置简介一、辽阳石化分公司炼油厂加氢裂化装置是继镇海加氢裂化装置之后第二套国产化装置，由洛阳石化工程公司承担主要设计，天津四建承建。于1991年10月正式开工建设，1995年6月建成，1995年9月开车一次成功；原设计为100*104t/a，串联式中间馏分油循环流程。1998年9月装置进行120万吨/年一次通过流程的扩能改造，1999年6月实现160万吨/年一次通过流程改造的第一步，2001年6月完成160万吨/年串联式一次通过流程改造。原料油主要是常减压直馏蜡油，可以掺炼部分焦化蜡油抽余油。二、装置占地：加氢裂化和制氢在一个界区内，界区的面积为228*140=31920m2，其中加氢裂化占地面积为228*80=18240m2，制氢装置占地228*60=13680m2，加氢裂化和制氢装置共用一个中心控制室、变配电间、生产办工楼和生活设施，中心控制室在制氢南侧，办工楼在联合装置的界区外。三、装置组成：装置由两大部分组成: （一）反应部分包括原料系统、反应系统、新氢系统及注氨、注硫系统、反应部分包括：加热炉系统（F1101、F1102），加氢精制和加氢裂化反应器，高分和低分。（二）分馏系统：由脱丁烷塔；轻石脑油分馏塔；第一分馏塔、重石脑油气提塔；第二分馏塔四个单元。反应系统作用：原料油通过加氢裂化反应转化为轻质烃；轻、重石脑油、航煤、柴油等产品。分馏系统作用：将反应部分来的反应生成油分馏切割成干气、液化石油气，轻、重石脑油、航煤、柴油、未转化油等产品。四、主要材料和辅助材料的来源（一）加氢裂化所需直馏蜡油VGO144.5*104t/a，由常减压装置提供；焦化蜡油抽余油CGO15.5*104t/a，由蜡油抽提装置提供。（二）氢气由制氢装置及氢气提纯装置提供。（三）燃料１、燃料气（干气＋液化石油气），3.95*104t/a；２、燃料油3.55*104t/a，均由燃料站提供。（四）装置开工用油：新催化剂开工用油：低氮油2000吨；正常开工柴油500吨，全馏分石脑

DCS系统操作规程(加氢裂化FIN)

第一章 TPS系统介绍第一节TPS系统结构及其主要设备 1 DCS的概念 DCS（Distributed Control）即集散控制系统，是七十年代中期发展起来的新型控制系统。集散：“集”即为集中操作管理，有利于操作管理和更高一级的控制；“散”即为分散控制，主要目的是为了提高安全性。DCS的含义是利用微处理器或微计算机技术对生产过程进行集中管理和分散控制的系统。一套DCS一般分为以下几大部分： (1)控制站：主要功能是完成现场数据采集和控制，它是系统的核心部分。 (2)操作站：主要功能是完成监视、操作、过程管理，实现人机对话。 (3)通讯网络：主要功能是实现在各连接物理设备之间的数据传递。 2 TPS的特点 TPS---- Total Plant Solution 全厂一体化解决方案。 a)TPS系统是第一个将整个工厂的商业信息与生产过程控制系统统一在一个平台上的自动化系统。 b)TPS系统的开放性：基于Windows NT平台的工作站。TPS被设计为Native Windows 而嵌入在NT环境中，灵活使用。 c)TPS核心技术：TPS将各种技术集成在一起。包括：Windows NT操作系统，OLE 公共软件，ODBC公共数据技术。 d)TPS提供易于操作的人机接口：即GUS，GUS基于Windows良好的人机操作界面。 e)TPS的安全性：TPS系统采用安全的工业网络。 3 TPS系统的网络结构及网络节点湛江东兴石油企业有限公司加氢裂化装置全套引进美国Honeywell公司TPS系统。TPS 系统由网络及其网络节点构成，网络包括：LCN网（局域控制网）、UCN（万能控制网）、PIN网（工厂信息网络）、DH（数据公路）等。 “节点”____挂在网络上能完成特定的功能的电子设备,是整个控制系统的组件,每一个组件是独立的，并设计成完成系统中一些通用功能，TPS系统通过LCN和UCN网形成过程管理和控制节点，LCN、UCN为各个网络节点提供高速、冗余、点到点的通信。东兴石油企业公司加氢裂化装置的DCS系统主要由LCN网和UCN网组成，其系统网络结构示意图如图1所示：

加氢裂化演示教学

加氢裂化

加氢裂化: 加氢裂化，是一种石化工业中的工艺，即石油炼制过程中在较高的压力的温度下，氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油（汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料）的加工过程。它与催化裂化不同的是在进行催化裂化反应时，同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化实质上是加氢和催化裂化过程的有机结合，能够使重质油品通过催化裂化反应生成汽油、煤油和柴油等轻质油品，又可以防止生成大量的焦炭，还可以将原料中的硫、氮、氧等杂质脱除，并使烯烃饱和。加氢裂化具有轻质油收率高、产品质量好的突出特点。基本信息英文名称：hydrocracking 说明:在较高的压力的温度下[10-15兆帕（100-150大气压），400℃左右]，氢气经催化剂作用使重质油发生加氢、裂化和异构化反应，转化为轻质油（汽油、煤油、柴油或催化裂化、裂解制烯烃的原料）的加工过程。它与催化裂化不同的是在进行催化裂化反应时，同时伴随有烃类加氢反应。加氢裂化的液体产品收率达98％以上，其质量也远较催化裂化高。虽然加氢裂化有许多优点，但由于它是在高压下操作，条件较苛刻，需较多的合金钢材，耗氢较多，投资较高，故没有像催化裂化那样普遍应用。化学反应烃类在加氢裂化条件下的反应方向和深度，取决于烃的组成、催化剂性能以及操作条件，主要发生的反应类型包括裂化、加氢、异构化、环化、脱硫、脱氮、脱氧以及脱金属等。 ①烷烃的加氢裂化反应。在加氢裂化条件下，烷烃主要发生C-C键的断裂反应，以及生成的不饱和分子碎片的加氢反应，此外还可以发生异构化反应。 ②环烷烃的加氢裂化反应。加氢裂化过程中，环烷烃发生的反应受环数的多少、侧链的长度以及催化剂性质等因素的影响。单环环烷烃一般发生异构化、断链和脱烷基侧链等反应；双环环烷烃和多环环烷烃首先异构化成五元环衍生物，然后再断链。 ③烯烃的加氢裂化反应。加氢裂化条件下，烯烃很容易加氢变成饱和烃，此外还会进行聚合和环化等反应。 ④芳香烃的加氢裂化反应。对于侧链有三个以上碳原子的芳香烃，首先会发生断侧链生成相应的芳香烃和烷烃，少部分芳香烃也可能加氢饱和生成环烷烃。双环、多环芳香烃加氢裂化是分步进行的，首先是一个芳香环加氢成为环烷芳香烃，接着环烷环断裂生成烷基芳香烃，然后再继续反应。 ⑤非烃化合物的加氢裂化反应。在加氢裂化条件下，含硫、氮、氧杂原子的非烃化合物进行加氢反应生成相应的烃类以及硫化氢、氨和水。催化剂加氢裂化催化剂是由金属加氢组分和酸性担体组成的双功能催化剂。该类催化剂不但要求具有加氢活性，而且要求具有裂解活性和异构化活性。 ① B族和Ⅶ族中的几种金属元素（如Fe、Co、Ni、Cr、Mo、W）的氧化物或硫化物，以及贵金属元素Pt、Pd等。催化剂的加氢活性组分。与加氢精制催化剂相同，加氢裂化催化剂的加氢活性组分也主要是Ⅵ

加氢裂化工艺简述

加氢裂化工艺简述摘要：加氢裂化是重油的深度加工的重要技术之一，是一种使油品变轻的加氢工艺，其加工原料范围广，并且通常可以直接生产优质的液化气，汽油，柴油，喷气燃料等清洁燃料和轻石脑油等优质的化工原料。关键词：加氢；重油；裂化；石脑油 Abstract: Hydrocracking is an important technology for deep processing of heavy oil is a lighter oil hydrogenation process to make a wide range of its processing of raw materials, and typically can produce high quality gas, gasoline, diesel, jet fuels and other clean fuels and light naphtha quality chemical raw materials. Keywords: hydrogenation; heavy oil; cracking; naphtha 1概论加氢裂化是重油深度加工的重要技术之一，即在催化剂存在的条件下，在高温及较高的氢分压下，使C—C键断裂的反应，可以使大分子的烃类转化为小分子的烃类，使油品变轻的一种加氢工艺。它加工原料范围广，包括直馏石脑油，粗柴油，减压蜡油以及其他二次加工得到的原料如焦化柴油，焦化蜡油和脱沥青油等，通常可以直接生产优质的液化气，汽油，柴油，喷气燃料等清洁燃料和轻石脑油等优质的化工原料。为了便于统计，美国油气杂志将转化率大于50%的加氢过程称为“加氢裂化”。在实际应用中，人们习惯将通过加氢反应使原料油中10%到50%的分子变小的那些加氢工艺称为缓和加氢裂化。通常所说的“常规（高压）加氢裂化”是指反应压力在10 Mpa以上的加氢裂化工艺；“中压加氢裂化”是指在10 Mpa以下的加氢裂化工艺。加氢裂化反应中除了裂化是吸热反应，其他反应大多是放热反应，总的热效应是强放热反应。 2加氢裂化原料油加氢裂化过程可以加工的原料油相当广泛。由于现代石油化工工业的发展对化纤，依稀原料以及轻质油品的需求，加氢裂化技术得到迅速发展，轻至石脑油，重至常压馏分油，减压馏分油，脱沥青油，减压渣油均可作为加氢裂化原料，二次加工产品如催化裂化循环油，和焦化瓦斯油也可以作为加氢裂化原料，目前国内装置加氢裂化使用量最多的是减压馏分油。根据生产资料反馈以及实验，原料油的密度越大，越难加氢裂化，密度高一般需提高反应温度。原料油中烷烃较难裂解，而环烷基的原料难裂解需提高苛刻度。原料油的干点高，原料油的氮含量将随之增加，原料油的平均沸点越高和分

炼油厂催化柴油转化装置运行方式

炼油厂催化柴油转化装置运行方式摘要在国五车用柴油升级后，催化柴油组分油无法全部平衡，只能外销部分催化柴油，效益损失大。为应对2017年国五普柴升级，新建催化柴油转化装置。本文对催化柴油转化装置与其它加氢精制装置并行运行方式进行总结，提出未来的运行思路。关键词催化柴油十六烷值辛烷值转化芳烃含量 1.普通柴油升级进度说明按照国家规定，普通柴油从2017年7月1日开始执行国Ⅳ标准，从2018年1月1日开始执行国Ⅴ标准。按照总部规定，普通柴油的升级时间比国家要求还要提前一个季度，从2017年4月1日开始执行国Ⅳ标准，从2017年10月1日开始执行国Ⅴ标准。也就是说，2017年内，普通柴油质量在半年时间需跳跃2级。总部要求普柴升级规定(比国家要求提前三个月) 普柴内控指标2017年4月1日前2017年4月1日（国Ⅳ）2017年10月1日(国Ⅴ) 硫含量(mg/kg) 340 47 8 十六烷值45.5 45.5 45.5 十六烷指数45 45 45 下表为外销混合催化柴油分析数据，因外销柴油没有芳含数据要求，总芳烃含量用历史数据表示。表一：第一批第二批第三批第四批密度(kg/m3)936.3 946.3 952.4 948.4 馏程(℃)170-345 159-351 161-348 162-345 氮含量(ppm) 743 905 857 822 十六烷指数22.3 21.1 20.6 20.7 总芳烃(%) 80-85 硫含量(%) 0.6477 0.6097 0.6283 0.5201 由此表可以看出催化柴油密度大、十六烷值低、芳烃含量高。富含芳烃是催化柴油质量差的根源（80%~85%芳烃），如何有效利用催化柴油是柴油质量升级必须解决的难题。