炼油厂催化柴油转化装置运行方式
燕山石化催化裂化炼油三厂工艺简介
燕山石化催化裂化炼油三厂工艺简介燕山石化催化裂化炼油三厂工艺简介燕山石化催化裂化炼油三厂是位于河北省秦皇岛市临港经济开发区的重要工业设施，是中国石化（集团）公司旗下的一座重要炼油厂。
该工厂始建于1996年，投资建设了世界一流的炼油设备和工艺流程，具有年产1000万吨炼油能力，主要生产汽油、柴油、航空煤油和液化石油气等产品。
催化裂化炼油是一种重要的炼油工艺，通过在高温和高压条件下将重质原油分解成低碳烃烷烃和高碳烷烃的过程，以提高汽油和柴油的产量。
燕山石化催化裂化炼油三厂采用的是流化催化裂化工艺，该工艺具有操作灵活、产品质量好、能耗低等特点。
在催化裂化炼油工艺中，原油首先通过预热器加热至适宜的温度，然后进入主要反应器，加入催化剂进行裂化反应。
在主要反应器中，原油与催化剂在高温（约500℃）和高压（约2-7MPa）的条件下进行接触和反应，重质油分子裂解成轻质油分子。
催化剂起着催化作用，可以降低反应温度和反应压力，并提高裂解产物的选择性。
裂解反应后的产物经过分离器进行初步分离，分离产物包括石脑油、汽油、柴油、煤油和尾气。
其中，石脑油主要用于生产溶剂、涂料和胶粘剂等化工产品，具有重要的经济价值。
汽油、柴油和煤油则是燃料油品，广泛应用于交通运输、工业生产和民用供暖等领域。
尾气中含有大量可燃气体，可以通过处理后转化为燃料气或再生燃气。
为了提高产品质量，燕山石化催化裂化炼油三厂还引入了后处理装置。
后处理装置主要包括脱硫装置、脱氮装置和脱碳装置等，通过这些装置可以有效去除燃料中的硫、氮和杂质，提高产品的清洁度和环保性能。
除了催化裂化炼油工艺，燕山石化催化裂化炼油三厂还配备了其他辅助工艺和设施，如蒸汽供应系统、电力供应系统、废水处理系统和废气处理系统等，这些系统和设施保证了工厂的正常运行和产品的质量安全。
目前，燕山石化催化裂化炼油三厂在国内外市场上具有很高的知名度和竞争力，其产品远销世界各地。
同时，该工厂也积极推动绿色环保炼油技术的研发和应用，在提高产品质量的同时，也注重对环境的保护。
催化柴油加氢转化技术特点及开工过程注意事项
催化柴油加氢转化技术特点及开工过程注意事项催化柴油加氢转化技术是一种将低质量柴油转化为高质量柴油的工艺。
该技术通过将柴油与氢气在催化剂的存在下进行反应，使其中的硫、氮、氧等杂质得到去除，得到质量更好的柴油产品。
下面我们将详细介绍催化柴油加氢转化技术的特点及开工过程的注意事项。
一、催化柴油加氢转化技术特点1. 增加柴油的Cetane数：催化柴油加氢转化技术中，催化剂具有一定的选择性，能够使低Cetane数的柴油中的芳烃分子经过加氢反应得到消除或减小，从而提高柴油的Cetane数，提高柴油的燃烧性能和起动性能。
2.去除硫化物：柴油中的硫化物是污染大气环境和腐蚀发动机的主要物质之一、催化柴油加氢转化技术中的催化剂能够催化低质杂硫化物的加氢反应，将其转化为硫化氢气体，从而实现柴油中硫的脱除。
3.去除氮化物：氮化物主要存在于柴油中的芳香族化合物中，对空气质量有一定影响。
催化柴油加氢转化技术通过氢化反应，将芳香族化合物中的氮化物转化为氨和氨基化合物，从而实现氮化物的脱除。
4.增加柴油的氧化稳定性：通过催化柴油加氢转化技术使柴油中的芳香族化合物被氢化为饱和链烷烃，从而减少了柴油中的不饱和度，使柴油的氧化稳定性得到了显著提高。
1.催化剂的选择：选择合适的催化剂是催化柴油加氢转化技术成功开工的关键。
催化剂应具有较高的活性和稳定性，能够催化低质杂质的加氢反应，同时能够抵抗催化剂毒剂的腐蚀。
2.反应温度控制：催化柴油加氢转化反应是一个放热反应，反应温度的控制是非常重要的。
过高的反应温度可能导致催化剂失活，同时也会增加单位时间内的柴油耗量。
因此，需要在催化剂的稳定工作温度范围内进行反应温度的控制。
3.氢油比的控制：氢在催化柴油加氢转化过程中起到氢化和脱硫的作用，氢油比的控制对反应效果有直接影响。
过低的氢油比会导致催化剂表面缺氢现象，从而降低了柴油质量的提高效果；而过高的氢油比会增加成本，影响经济性。
因此，需要合理控制氢油比。
催化重整装置(汽柴油生产技术课件)
循环氢 新氢
预
加
氢
反
应
器
含氢气体
预加氢反应压力影响因素
1、高分罐压力变化
高
分
罐
去蒸发塔
2、混合氢气压力变化
预分馏 塔底油
污水 预加氢加热炉
3、进料流量变化
预加氢反应空速
质量空速
预加氢进料流量（t/h） 预加氢催化剂总用量（t）
体积空速
预加氢进料流量（m3/h，20℃） 预加氢催化剂总用量（m3）
精制油
炉一
精制油
反一
六环脱氢 生成芳烃
重整反应床层温度
循环氢压缩机
炉二
炉三
炉四
氢气去预加氢
反二
反三
五环异构脱 氢生成芳烃
反四
高 分 罐
污水
烷烃异构脱 氢生产芳烃
去稳定塔
重整反应床层温度
炉一
循环氢压缩机
炉二
炉三
炉四
氢气去预加氢
精制油
反一
反二
反三
反四
四个反应器内，填装的催化剂量不同，发生的反应
类型不同，发生的反应量不同，四个反应器内的床层 温度各有不同。
预加氢加热炉
污水
精制油 1 2
1 2
1 2
1 2
1、原料中芳烃潜 含量变低
2、重整反应深度不够工艺要求：反应温 度、反应压力、空速、氢油比、催化剂活 性。
回流罐
裂化气 液化气
稳 定 塔
污水
稳定汽油
1、加氢反应脱硫，效果 与反应深度有关
3、第二次物理
方法脱硫
新氢
循环氢
排放氢
燃料气
预
回流罐
加
催化装置提高柴油收率的措施及对装置的影响
141 装置基本概况玉门炼油厂催化车间原设计生产能力为50wt/年，经技术改在后，装置生产能力提高至80wt/年，采用两段提升管工艺，新鲜原料主要进入第一提升管进行反应，回炼油浆和回炼油进入第二提升管反应，烧焦部分采用前置烧焦罐形式，烧焦罐出口采用稀相管烧焦方式，分馏系统和吸收稳定系统未进行技术改造。
2 柴油收率的影响因素实际生产中，影响柴油收率的因素较复杂，主要包括原料性质、催化剂型号、反应操作参数和分馏塔温度分布情况及提升管生产工艺等，生产工艺和催化剂的选择一般不会有较大调整，本文不再讨论。
2.1 反应操作参数柴油方案适合采用较低的反应温度和催化剂活性，在较低的反应温度下，原料中的长链烃类的裂化性能明显下降，在相同的反应时间内，提升管出口的产品中可以保留较大的柴油组分，所以，适当降低催化的活性和反应温度，这种缓和的反应环境可以大大提高柴油的收率。
2.2 原料性质优化原料性质对柴油收率的影响较大，催化的原料主要包括常压来裂化料、常压渣油和焦化来蜡油组分，常压来裂化料是最好的裂化原料，但因其出色的裂化性能，并不利于提高柴油收率。
为了提高柴油收率，可以适当提高常压渣油的掺炼比例。
2.3 分馏塔温度分布分馏塔作为产品分割的主要设备，其温度分布决定着柴油收率的大小，适当提高回炼油回炼量，可以为分馏系统提供更充足的热源，为操作调整带来很大富裕度，油浆回炼量不宜太高，因油浆回炼过程中大部分进行了结焦反应，会降低装置的整体液体收率。
适当降低分馏塔顶部温度和提高一中的温度，可以使汽油中的较重组分进入柴油产品中，进而提高柴油的收率。
3 提高柴油收率的措施3.1 提高反应温度，采用高回炼比目前反应温度控制在510℃左右，经调整后，反应温度降低至500~505℃之间，降低反应温度后，分馏塔液面和回炼油液面有明显的上升趋势，迫使要提高一中的温度。
降低反应深度，可以提高装置柴油的收率。
3.2 优化原料性质近期装置进料性整体偏轻，密度一般在900～910kg/m 3之间，维持较低的反应温度时，分馏塔低部的液面也难以维持，证明进料组分轻，较易裂化为汽油组分，导致产品中柴油组分收率较低。
LTAG提升管回炼轻柴油对产品收率及装置运行影响
LTAG提升管回炼轻柴油对产品收率及装置运行影响摘要：为了满足国内各炼油企业多产优质汽油、压减劣质柴油的需求[1]，故中石化济南分公司对催化裂化装置LTAG提升管回炼轻柴油后所得产品收率及装置运行影响进行了系统的研究。
实验结果表明，轻柴油进LTAG提升管回炼转化率与LTAG、蜡油进料转化率相比降低43.2%。
轻柴油反应产物中汽油的比例为13.18%，柴油+油浆占比达68.03%，干气+焦炭的比例为14.63%。
关键词：双提升管；多产汽油；柴油回炼；加氢精致中石化济南分公司炼油二部一催化装置根据结构调整、提质升级的总体规划，采用双反应器体系，副反应器利旧原重油反应器，采用石科院开发的将催化裂化劣质柴油LCO转化为高辛烷值汽油或轻质芳烃的LTAG技术[2]。
改造后的一催化装置，充分体现了其工艺灵活、市场适应性强的优势[3]。
考虑该装置第二提升管加工为加氢柴油，故而考察未经过加氢的轻柴油进LTAG提升管回炼后的产品分布、产品质量及对装置的综合影响。
一方面可通过劣质柴油裂化多产汽油，满足市场对汽油的旺盛需求；另一方面可减少柴油加氢装置能耗，以缓解全厂调和合格柴油及柴油销售困难的问题。
为此，中国石油化工股份有限公司济南分公司做出调整，将加氢柴油改为轻柴油进该公司炼油二部一催化装置副提升管，以减少柴油增产汽油。
1、实验部分1.1原料性质1.1.1原料油实验为期3天，主反应器原料维持不变，工时一、二副反原料为占比56%的蜡油与42%的二催化轻柴油作为原料，工时三副反应器进料为蜡油与加氢柴油混合进料，原料性质如图1所示图1：原料性质试验期间副反混合原料密度工时一为922.1kg/m3、工时三为923.5kg/m3，工时一的二催化轻柴油与工时三LTAG密度分别为948.8kg/m3、879.8kg/m3。
试验期间工时一二的副返原料中二催轻柴油和工时三中LTAG占副反混合原料比例分别为42.3%、52.6%，副反混合原料在两个阶段的密度、馏程基本相似。
LTAG联合装置中催化柴油改质单元生产国Ⅵ车用柴油研究
116某炼化企业LTAG联合装置中65万t/a催化柴油加氢改质单元设计以催化柴油为原料，通过多环芳烃加氢饱和、脱硫、脱氮等反应，生产满足 LTAG 联合装置催化单元要求的加氢柴油组分，最终再经催化装置将加氢柴油转化为高辛烷值汽油或轻质芳烃等产品，从而实现增产汽油，降低柴汽比的目标。
但在不同市场条件下，生产汽油和柴油的相对效益会发生变化。
同时企业仅有一套柴油加氢装置可以生产车用柴油产品，一旦柴油加氢装置需停工检修，将面临柴油加氢原料无法处理，被迫全厂停工的问题。
为根据市场情况灵活调节柴汽比，实现效益最大化，同时提升生产稳定性，企业尝试通过工艺调整，实现催化柴油加氢改质装置生产国Ⅵ车用柴油。
1 催化柴油加氢改质装置简介1.1 工艺介绍催化柴油加氢改质装置采用石油化工科学研究院开发的催化柴油加氢处理脱硫脱芳烃SSHT技术，通过两个反应器串联操作、部分循环的流程，在中压下实现催化柴油脱硫脱氮、饱和多环芳烃等功能，最终再经催化单元将加氢柴油转化为高辛烷值汽油或轻质芳烃。
装置设计新鲜进料量77.4t/h，循环油量50t/h。
1.2 装置流程简介外来催化柴油与单元内部循环油混合后先与反应产物换热，再经加热炉升温至反应所需温度后依次进入第一反应器和第二反应器。
反应产物与混合原料换热后依次进入高压分离器和低压分离器。
低分油先进入脱硫化氢汽提塔，之后进入产品分馏塔。
分馏塔塔顶产品为精制石脑油，塔底产品为精制柴油。
（见图1）2 催化柴油改质装置生产车用柴油工艺调整催化柴油加氢改质装置在正常工况下生产的精制柴油仅作为LTAG联合装置中催化单元的原料，因此对硫含量、十六烷指数、多环芳烃含量指标要求较低，具体情况见表1。
LTAG联合装置中催化柴油改质单元生产国Ⅵ车用柴油研究张博中国石化北海炼化有限责任公司 广西 北海 536000摘要：为实现灵活调节柴汽比，提高企业生产稳定性，某炼化企业尝试利用LTAG联合装置中催化柴油改质单元生产车用柴油产品。
催化柴油生产方案
催化车间柴油生产方案一、多产柴油生产方案催化裂化反应属于平行顺序反应，柴油属于中间产物。
其收率受反应深度影响较大，因此增产柴油的措施首先从降低反应深度入手。
在多产柴油时，要采用较低的反应深度，较低的反应温度，大回炼比，活性稍低的平衡剂，选用多产柴油的催化剂，分馏岗适当降低塔顶温度，降低汽油的干点，提高柴油馏出和二中馏出温度，拓宽柴油的馏程，多产柴油。
A、反应岗位调整措施：1、降低提升管出口温度，减少二次裂化的发生，提高中间馏分的收率。
（单程转化率将会降低）2、加大终止剂流量，使用终止剂下喷嘴。
缩短提升管反应时间，减少中间馏分再次发生裂化反应。
3、提高回炼比，其实也是为降低反应深度。
缺陷：①限制装置的处理量，降低装置的掺渣量。
②增大再生器烧焦负荷，调整不及时导致碳堆。
如果一味调整主风量，导致电耗增加。
最好是提高再生器压力，来改善烧焦效果。
4、控制系统催化剂活性，较低的催化剂活性，可降低反应深度。
这样必须增大剂油比，改善反应的选择性，降低焦炭产率，从而提高柴油的收率。
以上调整有负面影响降低单程转化率，导致回炼比增加，增加装置的能耗。
B、分馏岗位调整措施:二、（在保证柴油闪点质量合格情况下，拓宽柴油流程。
）1、降低分馏塔顶温，降低汽油干点。
目的使汽油的“尾部”组分进入柴油，同时将重汽油分离出来，同时提高汽油的辛烷值。
在调整过程中，适当加大分馏塔冷回流量。
好处有提高分馏塔汽油组分分压（注意沉降器压力，防止反应器憋压，调整气压机入口压力），可以防止顶偱温度过低，导致顶偱泵抽空。
同时防止分馏塔顶部结盐。
（注：保证分馏塔顶偱抽出温度不低于130℃，适当降低顶偱量）2、提高柴油抽出温度和中段抽出温度。
目的减少回炼油中的柴油组分，适当降低中段流量，中段可多走冷路来保证柴油抽出温度。
3、优化柴油汽提蒸汽，在保证最低的柴油闪点要求下。
最大限度的降低柴油初馏点。
催化裂化装置长周期运行-炼化装备处
设备关键点分析
炼化分公司装备管理处
催化裂化装置长周期运行
炼油厂炼化装置长周期安全稳定运行是企业取得经营业 绩的重要举措。 催化裂化装置无论在技术上还是在管理上、在国外还是 在国内都有长周期安全稳定运行的成熟经验。 国外大石油公司的炼化企业检修间隔一般按四年一修安排， 中国石油许多炼化企业已经做到三年一修，即使加工高硫高 酸原油的企业例如西太平洋、克拉玛依、辽河石化也都已实 现了三个以上全厂三年一修。因此长周期运行是可以做到的， 不是什么难事。 单独某套装置长周期运行较易做到，但意义不大，难的 是整系列炼化装置实现三年一修，包括公用工程系统，这 其中的难点是催化裂化装置。
烟气轮机
热处理工艺—空冷与水冷的差异，影响高温持久性能 （国产材料）
Waspalloy常温下力学性能
热处理条件
σ bMpa
σ sMPa
δ %
ψ%
aKJ/cm2
HB
1020℃水冷 1325/1330 1009/988 26.2/26.4 33.4/36.4 77.5/85 1020℃空冷 1319/1375 1080℃空冷 技术要求
母材与增量组织的金相不 同：锻造和铸造组织区分 明显
烟机技术条件：动叶片材 料为锻造状态
烟气轮机
动叶片断裂应对措施
1、要求制造厂恢复叶片毛坯1080℃+空冷锻造工艺，提高材料高温 持久性能。 2、加强动叶片毛坯锻造过程监造，按热塑变形图制订锻造工艺并严 格执行。 3、进口动叶片棒料。大大提高材料性能，且集中大批量引进形成规 模效益，成本增加是可接受的。大批量引进形成储备，有利于缩短叶 片订货周期。 4、研究制造工艺，提高制造精度。重点研究齿面接触精度，提高均 匀度，降低应力集中！研究榫槽沟底表面增强工艺，改善疲劳性能！ 5、停止激光熔敷修复工作，待对激光修复工艺做进一步科研评定后 确定修复原则。 6、修改烟机设计条件：1）动叶片材料要保证高温机械持久性能 2）榫齿榫槽硬度差异，要求榫齿低于榫槽 3）榫齿表面残余加工应力要求—压应力
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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)
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：
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。
2.催化柴油转化装置建设投产情况
新建催化柴油加氢转化装置，以催化柴油为原料。
生产硫含量等指标满足国V质量标准的精制柴油和石脑油，同时副产液化气、低分气及含硫气体。
该装置于2017开工正常。
本装置正常投产后，公司将达到国五普柴升级的要求，在100万加氢精制柴油部分回催化轻油提升管回炼的条件下，远期将全面消灭普柴作为更高的目标。
100万催化柴油转化装置应用的FD2G的技术本质还是加氢裂化过程，但在原料、产品、反应过程和工艺实现上会与传统加氢裂化工艺过程有明显的差别。
本文将100万催化柴油加氢转化装置开工一个月以来，按照原料变化、我公司三套加氢运行方式转换分为三个阶段，分别比对精制柴油的收率，十六烷值；混合汽油收率，研究法辛烷值；精制及转化反应深度，氢耗情况进行分析。
第一阶段：① 25%-50%-75%-100%切换双催混合柴油，逐步提高反应温度，为达到精确切换的目的，采取冷料泵自抽的方式。
②切换25%催柴（18吨/时）。
③切换50%催柴（36吨/时）。
④催柴提至54吨/时，R1101入口265℃、R1102入口320℃恒温。
⑤精制柴油改交产品。
⑥ 100万轻汽油改交重整料、重汽油去成品。
表二：
此阶段属于装置运行初期，采用缓和的操作条件，减少催化剂性能损失，保证长周期运行。
催化剂活性缓慢激活，一周后，精制柴油收率由最初85%下降到63%，混合汽油合并收率达到29%；随着反应深度的调整，实际氢耗由388 nm3/t上升至441 nm3/t。
精制柴油十六烷值最低8.8，最高33，平均值24；
重石脑油研究法辛烷值最低75.4，最高80.2，平均值77.7；
轻石脑油研究法辛烷值最低65.9，最高80.5，平均值76.75；
100万催柴转化开工之前，240万加氢与120万加氢并行运行，240万加工直馏柴油+焦化汽柴油+外进柴油，最大负荷280吨/时，最小负荷240吨/时；120万加氢加工两套催化柴油，部分精制柴油交产品，部分精制柴油回1#催化轻油提升管回炼，最大负荷77吨/时，最小负荷57吨/时；
7月17日最后一批外销催化柴油出厂，7月17日罐区累积有催化柴油原料14106吨。
100万催柴转化装置开工后，催化柴油上涨趋势变缓，7月20日达到峰值14851吨
后开始下降，7月25日催化柴油库存下降至13129吨。
第二阶段：100万转化原料由冷料过渡为部分热联合阶段。
7月26日8:25时704#单独收1#催化柴油付100万加氢，试运行1#催化柴油在100万适应情况，进料60t/h。
由于1#催化轻油提升管回炼120万加氢柴油，部分催化柴油形成大循环的局面,1#催化柴油芳烃含量达到85%。
耗氢由24000 nm3/h升至28000 nm3/h。
因巴陵氢瓶颈，27日降量49t/h运行，31日提至52t/h，罐区间断收3#催化柴油补充，1日-2日-3日进料逐步提量56吨/时-63吨/时-70吨/时。
8月3日11:30时改3#催化柴油热联合进100万，冷料泵继续运行，氢耗降至21000 nm3/h，4日-5日-6日-7日-8日75吨/时-87吨/时-86吨/时-83吨/时-83吨/时，新氢量由27000 nm3/h升至-32000 nm3/h。
表三：
此阶段240万加氢与120万加氢，100万转化三套加氢并行运行，240万加工直馏柴油+焦化汽柴油+巴陵柴油。
120万加氢加工两套催化柴油，部分精制柴油交产品，部分精制柴油回1#催化轻油提升管回炼。
100万加工两套催化柴油，根据巴陵氢的供应情况，进料最低48.5吨/时，最高86吨/时，至8月7日催化柴油库存下降至4850吨。
装置将1#催化柴油作为进料时，氢耗最高达到536 nm3/t，精制柴油收率降低至55%，混合汽油收率上升至40%；而将3#催化柴油作为进料时，同比氢耗为321 nm3/t，精制柴油收率升至88%，轻重汽油收率9%。
原料组成中芳含变化影响转化反应的温升，精制柴油、混合汽油的收率，随着转化反应的深度提高，柴油收率下降，混合汽油收率上升。
此阶段精制柴油十六烷值，轻重石脑油的研究法辛烷值如下：
精制柴油十六烷值最低20.7，最高32.3，平均值28.82；
重石脑油研究法辛烷值最低74.4，最高79.1，平均值77.81；
轻石脑油研究法辛烷值最低80.1，最高81.0，平均值80.67；
第三阶段：随着催化柴油库存下降，为配合国五普柴升级进度，8月8日三套加氢
装置做出调整：240万加氢加工直馏柴油+焦化汽油+部分焦化柴油；120万加氢停止加工催化柴油，改为巴陵柴油+部分焦化柴油，精制柴油停止进1#催化轻油提升管，全部改进柴油组分罐；10:20时100万精制柴油部分(40t/h)进1#催化轻油提升管，装置继续提量9日-10日-11日-12日，87吨/时-97吨/时-100吨/时-102吨/时，逐步提高转化反应深度，新氢量32000 nm3/h -34000 nm3/h -35000 nm3/h。
表四：
至8月19日，100万转化装置运行连续一个月，精制柴油收率降至60%，混合汽油收率达到38%。
实际氢耗350 nm3/t -373 nm3/t。
此阶段精制柴油十六烷值，轻重石脑油的研究法辛烷值如下：
精制柴油十六烷值最低18，最高20.8，平均值19.7；
重石脑油研究法辛烷值最低80.6，最高85.0，平均值83.72；
轻石脑油研究法辛烷值最低80.0，最高81.9，平均值81.12；
3.结论
1、随着本装置运转周期延长，混合汽油的研究法辛烷值有所增加。
2、尽管转化反应器总温升达到68℃，接近设计温升71℃，但入口温度未达到设计温度，精制柴油、混合汽油收率与设计收率相差10%，精制柴油十六烷值、混合石脑油研究法辛烷值依然未达到设计值，当然氢耗同样未达到设计的495标立/吨。
3、本装置目前连续运行一个月，已经将两套催化的馏出口柴油对口消耗完，库存催化柴油保持降库趋势；在维持40吨/时精制柴油进1#催化轻油提升管回炼的情况下，精制柴油产品约20吨/时，全部作为国五车用柴油调和组分，可以全面消灭国五普柴。
4、在原油加工量下降后，可以考虑120万加氢装置停工，降低装置能耗。
保持240万加氢平衡直馏柴油以及焦化汽柴油，100万加氢装置平衡双催柴油的运行方式。