【总结报告】项目装置开工总结
建设项目开工仪式总结
建设项目开工仪式总结开工仪式是建设项目的重要节点，标志着一个新项目的开始。
本文将对某建设项目开工仪式进行总结，回顾仪式流程，表达对未来项目发展的期许，并对项目团队的凝聚力和执行力给予肯定。
一、仪式回顾在XX年XX月XX日，经过精心策划和组织，在项目所在地举行了建设项目开工仪式。
仪式现场热闹庄重，项目各方代表和员工积极参与，展现出对项目开展的充分热情和良好合作氛围。
1. 开场致辞项目负责人在致辞中对仪式的重要性进行了强调，并向全体员工介绍了项目的背景、目标和意义。
他表达了对项目未来发展的信心，并呼吁大家共同努力，为项目的成功出色完成贡献自己的力量。
2. 项目介绍在介绍环节，项目负责人简要概括了项目的规模、内容以及主要目标。
他重点强调了项目的创新性和社会价值，让与会人员对项目展现浓厚的兴趣和关注。
3. 重要嘉宾发言此次开工仪式还邀请到了相关部门的领导和行业专家作为重要嘉宾发言。
他们从各自的角度介绍了对项目的支持和期望，并鼓励项目团队在工作中勇于担当，不断创新，为项目的发展贡献力量。
4. 环保承诺在开工仪式上，项目方还郑重承诺将高度重视环境保护，遵守相关法律法规，致力于实现绿色建设，为社会提供可持续发展的优质工程。
二、对未来项目发展的期许本次开工仪式也是对未来项目发展方向的预期和期许。
在总结仪式的同时，我们对未来项目的发展提出以下期许：1. 时间节点的控制在项目规划中，我们明确了项目的开发周期和重要节点，希望能够严格按照计划推进，确保项目高质量、高效率地完成。
2. 质量管理我们将严格把控项目的质量管理，力争提供符合规范要求的优质工程。
通过引入先进技术和完善的质量管控措施，确保项目施工过程中不出现质量问题。
3. 安全施工安全始终是我们工程建设的首要任务，我们将切实加强对项目的安全管理，制定详细的安全操作规程和紧急预案，严格落实安全措施，为员工提供安全的工作环境。
4. 社会责任作为项目所在地的一份子，我们积极履行社会责任，充分尊重当地社会文化，与周边居民和企业建立良好的合作关系，为当地经济和社会发展做出积极贡献。
装置开工工作总结
装置开工工作总结
在过去的一段时间里，我们团队一直在为新的装置开工工作而努力。
经过不懈
的努力和团队的协作，我们终于完成了这项任务。
在这个过程中，我们遇到了许多挑战，但也取得了许多成功。
现在，我想对我们的工作进行总结，以便我们能够更好地总结经验教训，为未来的工作做好准备。
首先，我们在规划阶段就遇到了很多问题。
我们需要考虑到装置的设计、材料
的采购、人员的安排等多个方面。
在这个阶段，我们遇到了很多困难，但通过团队的合作和沟通，我们最终找到了解决问题的方法。
我们学会了更加有效地分工合作，使得每个人都能够充分发挥自己的优势，从而提高了工作效率。
其次，在实施阶段，我们也遇到了很多挑战。
装置的制作需要精准的技术和耐
心的工作，而且还需要考虑到安全和环保等方面。
在这个阶段，我们不断进行试验和改进，最终成功地完成了装置的制作。
我们学会了在面对问题时不要轻易放弃，要不断尝试和改进，直到找到解决问题的方法。
最后，在验收阶段，我们也经历了一些波折。
由于装置的特殊性，我们需要进
行多次的测试和调整，以确保其能够正常运行。
在这个阶段，我们需要保持耐心和细心，不断进行检查和改进。
最终，我们成功地通过了验收，得到了领导和客户的认可。
总的来说，这次装置开工工作虽然充满了挑战，但我们团队最终取得了成功。
通过这次工作，我们学会了更加有效地合作，更加耐心地面对问题，更加细心地进行工作。
我相信，这些经验和教训将会对我们未来的工作产生积极的影响。
希望我们能够在未来的工作中继续保持团队精神和努力工作，为公司的发展做出更大的贡献。
加氢装置开工个人工作总结
加氢装置开工个人工作总结在加氢装置开工阶段，我作为一名工作人员，首先要对加氢装置的相关操作流程和安全规定进行了解和学习，确保自己能够安全地进行工作。
在工作中，我要严格执行操作规程，严格按照操作要求进行操作，严格遵守安全规定，并确保自己和他人的安全。
在加氢装置开工过程中，我要时刻保持警惕，严格执行岗位责任，严防安全事故的发生。
同时，我要对加氢装置进行定期巡检，及时发现和处理可能存在的安全隐患，确保加氢装置的正常运行和安全。
在开工阶段，我要积极配合相关部门和同事进行协作，共同完成加氢装置的开工任务。
在工作中，我要虚心学习，不断提高自己的技能和专业知识，为加氢装置的开工运行提供良好的技术支持。
在本次开工过程中，我要时刻保持良好的工作状态，严格执行操作规程和安全规定，确保加氢装置的安全运行。
同时，我要充分发扬团结合作的精神，与同事共同努力，共同为加氢装置的开工运行贡献自己的力量。
总之，在加氢装置的开工阶段，我要时刻关注安全，严格执行操作规程，做好自己的本职工作，为加氢装置的安全运行贡献自己的力量。
同时，我要不断学习，提高自己的技能，为加氢装置的运行安全保驾护航。
在加氢装置开工阶段，我作为工作人员，深知自己的责任重大，要时刻保持高度警惕，确保加氢装置的安全运行。
在工作中，我要严格按照操作规程进行操作，确保操作步骤的准确性和规范性。
同时，我要认真履行岗位职责，积极主动地发现和处理可能存在的问题，确保加氢装置的运行安全稳定。
为了保证加氢装置的运行状态，我要进行定期巡检和维护工作，及时发现和解决可能存在的故障和问题。
在开工阶段，特别要注意加氢装置的相关设备和管道是否存在泄漏、腐蚀等现象，及时进行维修和更换，确保设备的正常运行。
在加氢装置开工的过程中，我要密切配合相关部门和同事进行协作，共同努力完成加氢装置的开工任务。
在工作中，我要主动沟通，及时交流工作进展和问题，确保工作的顺利进行。
同时，我也要尊重和支持同事，发挥团队合作精神，共同为加氢装置的开工运行贡献自己的力量。
年产20万吨硫酸装置开工总结
年产20万吨硫酸装置开工总结一、引言随着工业的发展，硫酸作为一种重要的化工原料，在许多行业中得到广泛应用。
为满足市场需求，我公司投资建设了年产20万吨硫酸装置，并于近期正式开工。
本文将对该装置开工情况进行总结。
二、装置建设概况我公司年产20万吨硫酸装置是一套先进的化工生产设备，采用了先进的生产工艺和技术。
装置主要由反应器、蒸发器、冷却器、分离器等设备组成，同时配备了自动控制系统和安全监测系统，确保生产过程安全可靠。
三、开工准备工作在装置开工前，我公司进行了充分的准备工作。
首先，组织人员进行了专业培训，提升员工的技术水平和安全意识。
其次，对设备进行了全面检查和维护，确保设备运行正常。
同时，采购了充足的原材料和助剂，以保障生产的连续性和稳定性。
四、开工情况装置开工日期为XXXX年XX月XX日，经过系统调试和试生产，装置运行稳定，生产效率达到预期。
目前，装置每日平均产量已经达到XXX吨，符合设计要求。
同时，生产过程中仅发生了少量的操作问题，但都及时得到解决，未对正常生产造成影响。
五、生产质量控制为确保生产质量，我公司严格按照标准操作规程进行生产，并配备了专业的质量检测人员和设备。
对每批产品进行抽样检测，确保产品质量达到国家标准。
同时，装置设备具备自动控制和监测功能，能够实时监测生产参数，及时调整操作，保证产品质量的稳定。
六、安全生产措施在装置建设和开工过程中，我公司高度重视安全生产，采取了一系列措施确保生产过程的安全。
首先，设备配备了安全监测系统，能够实时监测设备运行状态和异常情况。
其次，严格执行操作规程，加强员工的安全意识培养。
同时，加强设备日常维护和检修，确保设备的正常运行，防止事故的发生。
七、环保措施我公司年产20万吨硫酸装置在建设和运行过程中，积极采取环保措施，减少对环境的影响。
首先，在装置设计中考虑了节能减排的要求，降低了能耗和废气排放。
其次，装置配备了废气处理设备和废水处理系统，确保废气和废水的排放符合国家标准。
15万吨年度MTBE装置开工小结
15万吨/年MTBE装置开工小结一、MTBE装置开工概况15万吨/年MTBE装置扩能改造于4月26日上午10:00中交并开始进行吹扫气密，4月27日气密合格后，于当日16:00甲醇进入五个反应器对催化剂进行溶胀，共计使用甲醇110吨。
29日开始对反应器内的溶胀甲醇进行回收处理。
由于受后处理系统甲醇精馏塔能力限制，每小时甲醇回收量最大仅能保持1t/h左右，因此在开工方案中就考虑利用不合格碳四罐V307、不合格甲醇罐V301及开停工回收罐V315存储反应器R301A、R301D、R302内溶胀后的甲醇。
4月30日10:00，反应器开始进碳四原料（I、II气分碳四），进料28t/h，醇烯比。
16:00化验分析共沸塔底MTBE油中甲醇含量%，R301、R302出口甲醇含量分别为%、%，由于开停工回收罐V315存储能力有限，为缩短产品合格时间，于19:00，将反应物料走跨线，切出二级反应器R302。
19:15经质检同意T301底走MTBE产品线送至罐区。
5月1日0:00起MTBE产品质量合格，5月2日7:20调度同意新催化气分碳四料改进装置，逐步提高装置处理量，并将R302逐步切入运行。
8:00起，未反碳四物料中二甲醚超标，18:00起未反碳四中甲醇含量开始超标，5月4日10:00后，甲醇回复到300mg/kg以下，5月10后，逐渐得到控制在200mg/kg以下。
二、开工过程中的操作调整1、溶胀甲醇的处理装置15万吨/年扩能改造之后，催化剂溶胀需要甲醇量110吨左右，而不合格甲醇罐的总容积为35m3，只可存放30吨甲醇，多余甲醇如果去回收系统回收需要100小时左右，将会大大延长开工时间。
针对这种情况，我们利用改造机会将原装置390#线（不合格中间物料线）进行整理优化，将含甲醇的中间物料与不含甲醇的中间物料在流程上分开。
开工过程中，首先对反应器内甲醇进行回收处理，同时将停工时退入不合格罐V315内的物料作为共沸塔垫料。
液化气叠合装置开工总结
液化气叠合装置开工总结气分车间与2010年上半年着手于液化气叠合重组装置以来，车间叠合岗位职工经历南京学习、开工前工作准备、正式开工等阶段，终于是叠合装置一次性开车成功。
现对叠合装置现状及开工过程做一详细论述。
一、学习阶段：由车间正、副主任领队，在研究所牵头指引下，叠合岗位所有人员于2010年7月11日至2010年7月24日分两次赴南京江都石化总厂叠合岗位学习。
经过江都叠合岗位师傅的精心指导，气分叠合岗位人员虚心请教，是本次学习受益匪浅，为叠合装置的顺利开工打下了牢固的基础。
二、开工准备阶段;炼油分厂于2010年8月7日，由王厂长及潘总主持召开有电、仪、基建、保全及气分车间主任参加的叠合装置第一次碰头会议，标志着叠合装置正式走向开工日程。
此次会议拍板确定所有辅助车间叠合装置工作务必于2010年8月17日前完成，车间着手准备2010年8月18日进入装置，做好装置开工前期工作。
车间针对开工前期工作，做了时间安排如下：（1）8月17日叠合装置法兰螺栓抹黄油（2）8月17日蒸汽吹扫高压瓦斯线，引高压瓦斯（3）8月18日检查烘炉前，炉体内部检查（4）8月8日至8月20日，车间统计以下工程需进行技改（研究所通知二建），现已整改完毕：a、F1、F2出入口阀门平台重新焊接b、V1、V2、V5现场放空改至平台以外c、V1、V2、V5脱水线需改漏斗d、E4管程出入口无阀门（DN50两个），无法加线e、E1C、D壳程无泄压线（液化气）f、F1、F2蒸汽灭火线上部加防冻凝放空g、DN50风线（F1西侧）加一防冻凝放空h、V4入口调节阀处加一液化气线i、V3顶部加泄压线调节阀j、轻重叠合油加一开工跨线k、F2出口至R1、R2入口加一DN50放空l、V7泄压线加平台m、V2泄压线跨至低压瓦斯n、氮气线跨至净化风线o、装置加六个取样阀门（5）8月20日 F1、F2两台炉子增加辐射室测温点（6）风线、蒸汽线吹扫试压（7）8月22日点F2升温烘炉F2烘炉后，各时刻温度分布如下：8月26日 炉膛温度200℃~251.5℃（此时点大火嘴） 8月28日F2炉膛温度为320.4℃8月29日F2炉膛温度为541℃，此时对流室温度为613.7℃，停火焖炉（8）8月23日 点F1常明灯烘炉 烘炉方案如下： A 、烘炉曲线图：烘炉曲线图1002003004005006000265673103115140时间（h）温度（℃）B 、衬里热处理制度：注：衬里烘炉时升温、降温速度应严格控制，不得超过规定的速度，降温时不得强制冷却。
项目开工建设推进工作总结
项目开工建设推进工作总结近期，本项目开展了开工建设推进工作，取得了一定的成果。
在项目开工建设的过程中，我们面临了许多挑战，但通过团队的努力和合作，我们成功地克服了这些困难，取得了一系列良好的进展。
首先，我们在项目开工前进行了充分的准备工作。
我们组织了项目市场调研，了解了市场需求状况，并制定了相应的项目规划。
我们还对项目所需的资金、人力资源等进行了充分的分析和预估，确保了项目开工的顺利进行。
其次，在项目开工后，我们高效地组织了相关工作。
我们建立了项目执行团队，明确每个成员的职责，制定了详细的工作计划和进度安排。
通过定期开展工作例会，我们及时了解了项目进展情况，及时解决了工作中的问题和难题，确保了项目的按时推进。
此外，我们注重项目建设过程中的沟通与协作。
我们与各相关部门建立了紧密的合作关系，积极推进项目进展。
我们始终保持与施工单位的沟通和协调，及时了解施工进展情况，并协助解决施工中的问题。
在项目建设的过程中，我们也与相关专家进行了充分的交流与合作，不断优化项目方案，确保项目的顺利进行。
在项目开工建设推进过程中，我们也遇到了一些困难和挑战。
例如，施工中出现了一些意外情况，项目进度出现了一些延迟。
但我们通过及时调整和协调，妥善解决了这些问题，确保了项目进展的顺利进行。
综上所述，本项目在开工建设推进工作中取得了一系列成果。
这些成果的取得得益于项目团队成员的共同努力和合作，得益于各相关部门的积极支持与配合。
项目取得的进展不仅展示了我们的工作能力，也为项目的顺利实施奠定了坚实的基础。
然而，项目的开工只是一个开始，我们仍然面临着许多工作和挑战。
因此，我们应继续保持团队的合作和努力，不断完善工作计划，优化工作流程，进一步推进项目建设，确保项目早日落地并取得圆满成功。
炼油化工装置开工一次成功总结
炼油化工装置开工一次成功总结公司油品质量升级改扩建项目安装工程于2009年11月正式启动，克服了施工场地狭窄，阴雨天气较多，地质条件复杂等诸多困难，发扬不拍疲劳，连续作战的工作作风，科学管理，精心策划，严格把关，实现了各装置的正点中交：1000万吨/年常减压装置2010年10月8日装置中交，280万吨/年常催化裂化装置2010年9月25日装置中交，，280万吨/年汽柴油加氢装置2010年9月25日装置中交，120万吨/年S-Zorb装置2010年8月20日装置中交。
6万吨/年硫磺装置2010年9月15日装置中交，60万吨/年气分装置8月25日装置中交，产品精制装置7月31日装置中交。
各装置中交以后，公司精心组织，科学管理，严格控制，于2010年11月26日打通全流程，实现了开工一次成功的目标。
一、领导重视团队合作公司油品质量升级改扩建项目作为炼油改造工程，存在系统配套复杂，新老衔接紧密，影响因素繁多等诸多困难，在项目设计与建设阶段前期阶段，公司就成立以公司主要领导牵头的领导小组与工作小组，公司各职能处室参与的系统、技术等工作小组，从设计、建设阶段就保证了方案的符合性、正确性、合理性、有效性，切实做到了不漏项、不缺陷、考虑周全。
中交以后，进入装置开工试运阶段，公司成立了主要领导为首的开工领导小组及开工现场指挥部，公司各职能处室专家、工程技术人员参与的13个现场职能组，做到人员到位，职责明确，层次清晰。
在中交前的关键阶段，总部高级副总裁章建华亲自率队在召开了项目开工动员与协调会，对开工试运提出了明确的要求。
总部炼油事业部、工程部、安环局亲自参加开工，并及时协调组织了相关企业的技术专家支持团队，对我公司开工试运进行全方位的指导与把关。
总部的高度重视与全力支持，公司领导的亲自把关与参与，各部门、各团队的通力合作为我公司的项目开车一次成功奠定了坚实的组织基础。
二、科学筹划提前准备公司油品质量升级改扩建项目开工试运工作，公司层面非常重视，在中交前四个月，公司就安排对开工试运的时间统筹、组织机构、管理模式、运行方式、考核奖惩、后勤保障等诸多方面进行筹划，并且多次召开专题会进行讨论与安排。
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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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