PS-VI催化剂在重整装置改造中的应用
PS-VI催化剂在重整装置改造中的应用
李科 姚峰
中国石化长岭分公司
摘 要： 介绍了中石化长岭分公司重整装置由50万吨/年低压组合床工艺扩能改造为70万吨/年连续重整工艺的情况。在再生装置未进行扩能改造的前提下，采用国产低积碳速率的PS-Ⅵ催化剂，同时对加热炉、相关各塔进行了适当的改造，以满足装置加工负荷的需要。通过标定表明装置在脱戊烷油收率、脱戊烷油辛烷值、总芳烃产率、芳烃转化率以及纯氢产率均达到或超过设计值。
关键词：扩能改造 PS-Ⅵ催化剂
1 前言
2001年长岭分公司建成了国内首套50万吨/年低压组合床重整装置，为满足长岭分公司扩能改造后的氢气需求，2009年应用国内LPEC技术对装置进行了扩能改造，改造后装置加工能力增加到70万吨/年，工艺由组合床升级为连续床。扩能改造后将原PRT-D和PS-V重整催化剂更换为石油化工科学研究院新开发的低积炭速率、高选择性的PS-VI型连续重整催化剂，缓解了再生单元烧焦能力不足与提高重整加工量的矛盾，装置在2009年6月份一次开车成功。
2 装置改造情况
2.1工艺技术路线
预处理部分由原来的全馏分加氢工艺改为先分馏后加氢工艺, 轻石脑油由预分馏塔顶切出，既降低了预加氢的负荷又降低了进料中的氧含量和水含量，提高了装置的适应性。
将原有的组合床重整技术改造为连续重整技术。改造后重整苛刻度按C5+馏份油辛烷值RONC100设计。催化剂选用国产的连续重整催化剂PS-Ⅵ 。
催化剂再生部分仍采用具有自主知识产权的国产再生技术，通过扩大闭锁料斗缩口环直径将再生能力扩大至350kg/h。
2.2 主要设备改造情况
2.2.1 加热炉的改造
此次加热炉改造内容较多，其改造内容以及热负荷的变化如表1所示：
表1 加热炉改造前后对比情况
设备名称 改造前热负荷 改造情况
重整四合一炉 F1201 31.332MW A室炉管加长，增加13根炉管，更换集合管；B室增加8根炉管，更换集合管；更换燃烧器（合计32台）；热负荷37.92MW
脱戊烷塔重沸炉 F1202 6.001MW 更换4各燃烧器，辐射室增加炉管4根，热负荷6.74MW 脱重组分塔重沸炉 F1203 5.226MW 更换4各燃烧器，辐射室增加炉管4根，热负荷7.02MW
2.2.2反应器的改造
将原高温脱氯罐更新一台；
将原组合床重整工艺改造为连续重整工艺，新建重整第一、第二径向移动床反应器，相应的增加反应器的上下部料斗和提升器；
2.2.3 塔的改造
1） 预分馏塔：新增1台
2） 脱戊烷塔：壳体利旧，仅提馏段塔盘更换为双溢流塔盘20层
3） 脱重组分塔：壳体利旧，塔盘全部更换。精馏段为单溢流塔盘30层，提馏段为双溢流塔盘30层
4） 再生碱洗塔：壳体利旧，更换内件，将泡罩塔改为填料塔，填料用石墨拉西环
5） 放空碱洗塔：壳体利旧，更换内件，将泡罩塔改为填料塔，填料用石墨拉西环
2.2.4 压缩机
预加氢循环压缩机：增加一台往复式压缩机C1101B。
3催化剂使用情况
3.1重整催化剂主要组成及物化性质
PS-Ⅵ型重整催化剂是石科院新研制的由湖南建长石化股份公司生产的低积炭速率、高选择性催化剂，该催化剂能够有效地降低催化剂的积炭速率，从而使催化剂具有更高的选择性，稳定汽油的收率也有明显的提高。PS- VI型连续重整催化剂主要组成及物化性质见表2，从表中可见，该催化剂具有理想的堆密度、比表面积、孔体积和粒度分布，尤其是良好的压碎强度和抗磨损性能。
表2 PS－VI催化剂的主要组成及性质
项 目 重整反应催化剂
型号 PS-VI
组成，wt% Pt 0.28±0.02
Sn 0.31±0.03
Cl 1.0～1.3
Si,ppm 79
Fe,ppm 98
Na,ppm 3
担体 Al2O3
粒度 小球φ1.4～2.0
压碎强度，N/cm 52
堆积密度，kg/m3560
孔容积，mL/g 0.71
比表面积，m2/g 193
磨损率，wt% 1.2
3.2改造后催化剂的装填情况
改造后重整各反应器及再生器内的催化剂装填量及催化剂总量列于表3。
表 3 催化剂装填表
设备编号 R1201 R1202 R1203 R1204 R1941V1941V1950V1951V1952V1970 V1973 合计 重量kg 4800 11200 10400 20400 25002100600 600 600 1000 600 54800 3.2催化剂的使用情况
改造后装置对该型号重整催化剂性能在连续再生工艺下的使用情况进行了跟踪对比评价。在不同的时期内，对PS－Ⅵ催化剂进行了比表面积、杂质含量、碳、氯含量等方面的分析，主要数据列于表4。
表4 重整装置2010年催化剂分析
日期 C（%） Cl（%）比表面 孔容Cu（ug/g）Fe（ug/g）Na（ug/g）SiO2(%) 01-4-10 0.023 0.98 193 0.52 3.5 435 1162 0.11 02-3-10 0.022 1.06 187 0.5027 630 964 0.1 03-1-10 0.026 0.96 188 0.51 6.3 637 1280 0.06 04-6-10 0.033 0.69 186 0.5 8.93 878 707
05-3-10 0.027 2.08 177 0.49 4.4 884 623 0.14 05-31-10 3.62 0.85 178 0.486 4.89 110 110 0.14 06-21-10 0.015 0.84 183 0.5 6.12 780 553 0.12 07-5-10 0.021 1.21 182 0.5 4.47 982 862 0.09 08-2-10 0.029 1.04 176 0.49<0.01 1062 1319 0.12 09-6-10 0.02 1.01 177 0.5 0.9 201 105
10-8-10 0.033 1.03 175 0.497.04 1108 587 0.14 11-5-10 0.029 0.76 176 0.49 4.57 1100 800 0.06 12-6-10 0.034 0.98 179 0.5 6 1305 983
01-10-11 0.022 1.12 5.98 1263 812 0.12 01-17-11 0.036 1.2 180 0.51
表中结果表明，随着催化剂的循环和反应周期数的增加，催化剂的比表面积呈现规律性的逐渐下降的趋势，催化剂上Fe含量逐渐增加，Fe含量的增加主要来源于催化剂与反应器壁的摩擦和腐蚀。同时从表中2011年1月的分析结果还可以看到，经过两年多的使用，目前重整催化剂的比表面积有一定下降，但在正常范围之内，对金属功能铂晶粒的分散和酸性中心氯的保持影响较小，使催化剂的活性仍然保持了较高水平，催化剂具有较长的使用寿命。
4装置初步标定
4.1装置开工情况
2009年5月初重整装置进行扩能改造，改造时间33天。6月6日开工， 6月20日预加氢和重整联动，开工过程较为顺利。
4.2初步标定
为全面考察重整装置2009年改造后的实际生产能力及运行情况，对生产能力、产品分布、硫分布、产品质量、等生产经济技术指标作出评价，为工程验收和车间优化操作提供数据，根据公司安排，重整装置在2009年11月19日6:00至21日6:00间进行了一次标定。因公司系统氢气平衡问题，未做装置满负荷标定。
4.2.1 标定情况说明
本次标定设定重整装置进料47t/h，负荷为57%；装置从2009年11月19日6:00开始至21日6:00结束，历时两天；由于装置负荷较低，新增预分馏塔T1102未投用，催化剂再生循环量控制较低，为维持平稳生产，标定期间催化剂循环速率为126kg/h。
4.2.2 标定结果概述
本次装置标定，中间罐共付油2480吨，重整系统平均进料量为47t/h，重整进料馏程范围：68～170℃，重整原料芳烃潜含量为46.12％，杂质含量合格。
反应器加权平均入口温度为504.4℃，加权平均床层温度为485℃，反应空速（重）为1.03h-1，氢油比（体积）为742∶1，重整反应分液罐压力为0.75Mpa。
重整汽油（V1201油）的RON＞100，MON约为90，脱戊烷油液收率为83.78％，重整产氢纯度为88%～89%，纯氢产率为3.57％。
标定期间重整装置能耗98.35kgoil/t。
4.2.3 物料平衡
标定物料平衡数据见表5。
表5 全装置物料平衡表
标定57%负荷 设计100％负荷 项目
t/d t/h 收率％ t/h 收率％ 入方
进料 1239.851.7 100 95.2 100
总计 1239.851.7 100 95.2 100
瓦斯 27.36 1.14 2.21 1.936 2.02 出方
含氢气体 118.1 4.92 9.52 5.628 5.91
车用液化气 87.5 3.65 7.06 4.025 4.23
戊烷馏分油 56.4 2.35 4.55 2.296 2.41 抽提原料加氢进料 615 25.6 49.52 41.148 43.21
重汽油 306 12.7524.66 28.225 29.64
液态烃 27.36 1.14 2.21
损失 2.4 0.1 0.19
总计 1239.851.7 100.00
（其中纯氢产率）对重整进料 3.57
（其中纯氢产率）对预加氢进料 3.41
（含氢气体产率）对重整进料 10.46
4.2.4 重整标定结果
目的产品收率、产率和转化率见表6
表6 重整标定结果统计表
标定负荷 装置57%负荷 项目 单位标定结果 脱戊烷油收率 Wt%83.78 脱戊烷油辛烷值（RON） RON>100 总芳烃产率 Wt%80.96 重整原料芳烃潜含量 Wt%46.12 总芳烃转化率 Wt%131 纯氢产率 Wt% 3.57
4.2.5 工艺条件及操作参数
标定期间的工艺操作条件见表7。
表7 工艺条件及操作参数
标定内容 单位 57%负荷 设计条件
标定日期 2009.11.19～21
1 预加氢
进料 kg/h 51,657 95,238 预加氢循环氢 Nm3/h 12,380 11301 预加氢反应器入口温度 ℃ 284.8 320 反应压力 Mpa 1.93 2.20 预加氢系统压力降 Mpa 0.33 0.4
H2/HC V% 175 100
LHSV h-1 2.88（质量空速） 6.0
2 重整
进料 kg/h 46,999 83,333 一反入口/出口温度 ℃ 500.0/397.9 517 一反温降 ℃ 102.1 104 二反入口/出口温度 ℃ 499.5/443.2 517 二反温降 ℃ 56.3 48 三反入口/出口温度 ℃ 506.7/472.4 517 三反温降 ℃ 34.3 37 四反入口/出口温度 ℃ 507.0/491.8 517 四反温降 ℃ 15.2 30
总温降 ℃ 207.9 219
WAIT ℃ 504.4 517
WABT ℃ 485.0 495 高分压力 Mpa 0.75 0.75
标定内容 单位 57%负荷 设计条件
标定日期 2009.11.19~21
重整系统压力降 Mpa 0.16 0.35 循环氢流量 Nm3/h 57,245 62196 WHSV h-1 1.03（质量空速） 1.8
H2/HC V 742 548 催化剂装填比例 4.8:11.2:10.4:19.2 10.27：23.17：23.17：43.39
4.2.6原料及产品分析
标定油品分析见表8
密度/Kg/m721.5 738.3821.3808.4未采出880.0未采出622.7 HK/℃ 32.1 63.665.942.4150.4
10%/℃ 62.9 87.288.877.8154.8
20%/℃ 81.6 95.698.193.8156.8
30%/℃ 95.0 103.1106.9105.2158.6
40%/℃ 105.2 110.3116.1115.3160.4
50%/℃ 113.7 117.6125.5124.9162.4
60%/℃ 121.6 124.8134.6133.9164.8
70%/℃ 130.4 132.9143.8143.2168.0
80%/℃ 140.9 142.5154.8154.1172.6
90%/℃ 153.4 154.0168.6168.0181.2
终馏点/℃ 168.7 170.6204.4203.4226.5
全馏/% 96.7 97.698.097.698.0
铅/ppb 2.67 2.36
铜/ppb 3.64 3.13
砷/ppb 0.6 0.5
氯/ppm 3.9 0.4
总硫/ppm 139.0 0.40.4 0.425.0 5.0 MON 54.390.390.488.2 95.4
RON 49.4>100>10098.2 >100
溴值/gBr/100g0.04 2.54
H2O/ppm 540 8
7
密度/Kg/m721.6 740.6816.5807.9611.4880.7未采出622.4 HK/℃ 32.5 68.459.041.9151.6
10%/℃ 63.4 90.483.876.9155.5
20%/℃ 82.0 98.094.393.0157.4
30%/℃ 95.2 104.7104.2104.4159.1
40%/℃ 105.4 111.4114.2114.6160.9
50%/℃ 113.9 118.3124.2124.2162.8
60%/℃ 121.8 125.4133.7133.3165.1
70%/℃ 130.7 133.2143.3142.7168.1
80%/℃ 141.2 142.7154.5153.7172.6
90%/℃ 153.8 154.0168.9167.6181.4
终馏点/℃ 169.5 170.3209.8201.3227.4
全馏/% 96.7 97.697.997.598.1
铅/ppb
铜/ppb
砷/ppb
氯/ppm
总硫/ppm 156.0 0.40.4 1.40.425.0 3.2 MON 54.390.390.488.2 95.4
RON 49.4>100>10098.2 >100
溴值/gBr/100g0.06 2.54
H2O/ppm 258 5
8
表9 气体分析
样品名称 V1201氢气 V1101氢气 V1102瓦斯 V1901氢气 还原氢 V1902外排氢 V1203瓦斯 V1206瓦斯 V1601瓦斯 液化气
采样时间 19日10点 19日10点 19日10点 19日10点 19日10点19日10点 19日10点 19日10点 19日10点 19日10点 CH4 4.09 3.81 10.0 4.240.85 4.0110.75 3.5631.650.22 C2H6 4.05 2.11 12.13 3.600.54 3.3417.6620.0514.89 6.08 C2H4 0.020.020.2013.37
C3H8 3.81 1.86 13.07 2.450.33 2.2518.1829.920.9724.77 C3H6 0.020.010.010.010.130.26 4.290.08 iC4H10 1.420.49 5.350.680.090.609.6622.790.2934.63 nC4H10 1.020.82 11.010.430.080.37 6.7217.350.3233.67 nC4H8 0.030.060.090.08 iC4H8 0.020.010.010.130.230.100.36 tC4H8 0.010.030.050.060.07 cC4H8 0.020.020.040.03 iC5H12 0.790.29 2.710.230.040.20 3.200.050.41
nC5H12 0.340.19 1.090.090.020.080.610.020.29
>C5 0.430.12 0.010.140.040.110.140.120.320.01 ∑R 169.69 55.3511.88 2.0011.0067.2894.6867.09
H2 82.490.31 42.9688.1298.0089.0030.92 2.1428.47
N2 1.11 1.04 1.11 2.18 3.37
O2 0.290.250.290.600.27
酸性气 0.20.40.40.40.8
9
续表9 气体分析
样品名称 V1201氢气 V1101氢气 V1102瓦斯 V1901氢气 还原氢 V1902外排氢 V1203瓦斯 V1206瓦斯 V1601瓦斯 液化气
采样时间 20日10点 20日10点 20日10点 20日10点 20日10点20日10点 20日10点 20日10点 20日10点 20日10点 CH4 3.92 2.33 8.83 4.230.88 4.0410.23 3.8732.270.31 C2H6 3.83 1.28 10.91 3.580.57 3.4117.4718.8815.208.16 C2H4 0.030.010.010.220.0111.84
C3H8 3.80 1.18 13.56 2.540.38 2.4117.0925.690.4527.76 C3H6 0.010.010.010.140.16 1.090.13 iC4H10 1.470.31 4.680.700.110.669.0525.130.2130.30 nC4H10 1.100.51 10.620.450.100.42 6.5618.970.2232.65 nC4H8 0.030.050.080.10 iC4H8 0.020.040.010.010.120.210.100.41 tC4H8 0.030.030.070.12 cC4H8 0.020.020.050.05 iC5H12 0.810.17 3.050.230.040.20 3.830.010.21
nC5H12 0.360.12 1.590.100.020.080.850.010.11
>C5 0.640.10 0.060.470.060.140.140.140.230.01 ∑R 15.99 6.00 53.3412.33 2.1611.3965.7893.1862.13
H2 82.6294.00 44.2387.6797.8488.6130.53 2.7033.44
N2 0.95 1.15 2.65 2.92 3.62
O2 0.240.280.640.800.21
酸性气 0.2 1.00.40.40.6
10
项目
预
加氢 进料 重整 进料 V1102 油 重整 高分 油 脱戊 烷油 V1203 油 抽提原料加氢进料 重汽油T1202 底油 T1203 底油 戊烷 油 V1210 油 C 2 0.03 0.02 C 3 0.91 2.71 0.34 0.56 3.71 1.95 C 4 3.26 25.32 0.85 0.96 20.38 14.79 0.04 23.95 C 5 4.41 3.02 32.00 1.63 1.70 11.66 2.26 33.00 48.55 16.40 C 6 4.10 4.59 2.65 2.68 4.84 0.01 C 7 4.01 4.45 0.88 0.88 1.39 C 8 3.34 3.70 0.12 0.12 0.17 C 9 2.77 3.06 0.01 0.01 0.01 0.01 C 10 1.33 1.47 0.07 0.07 0.23 C 11 0.09 0.10 0 0 正 构 烷 烃
∑ 24.25 20.39 60.05 6.55 6.98 35.74 8.67 0.25 47.79 48.59 42.30 C 4 0.91 6.19 0.68 0.81 14.63 0.50 3.18 C 5 3.55 0.51 33.62 2.14 2.25 48.10 0.33 51.06 50.68 53.96 C 6 4.63 4.93 6.49 6.59 12.33 0.01 0.01 0.01 C 7 4.18 4.64 3.20 3.20 5.18 C 8 5.59 6.21 0.67 0.66 0.90 C 9 5.09 5.66 0.04 0 0.03 C 10 4.38 4.59 0 0 C 11 1.12 1.31 0.06 0.06 0.17 C 12 0.11 0.10 62.74 0.40 异构烷烃
∑ 29.45 27.85 39.81 13.39 13.67 18.76 0.58 51.57 50.69 57.14 C 5 0.77 1.29 0.14 0.62 0.64 0.01 1.21 0 0.13 0.21 C 6 5.46 6.08 0.18 0.18 0.29 C 7 9.78 10.91 0.23 0.23 0.39 C 8 9.93 11.16 0.02 0 0.05 C 9 9.44 10.47 0.02 0.02 0.02 0.02 C 10 1.60 1.96 0.08 0.08 0.02 0.26 C 11 0.01 0.02 0.01 0.01 0.06 环烷烃
∑ 36.99 41.88 0.14 1.15 1.16 1.98 0.33 0.13 0.21 C 6 0.53 0.59 7.75 7.79 12.86 C 7 1.62 1.75 19.30 19.20 30.40 0.04 C 8 3.52 3.70 24.56 24.23 26.34 18.84 C 9 3.09 3.25 19.64 19.37 0.05 57.08 C 10 0.49 0.52 6.40 6.32 20.18 C 11 0.16 0.16 0.78 芳烃
∑ 9.25 9.81 77.81 77.07 69.66 96.94 0 0.06 C 4 0.03 0.04 0.48 0.06 0.07 C 5 0.13 0.14 1.01 0.16 0.46 0.51 0.11 C 6 0.33 0.34 0.46 0.38 C 7 0.15 0.15 0.25 烯烃
项目
预加氢 进料 重整 进料 V1102 油 重整
高分油 脱戊
烷油
V1203 油 抽提原料加氢进料 重汽油T1202 底油 T1203 底油 戊烷 油 V1210油 C 2 0.02 0.03
C 3 0.74 3.17 0.27 4.29 1.84C 4 3.03 27.09 0.80
18.99 11.13 0.14 34.47C 5 4.27 1.75 29.24 1.60 2.56
15.43 1.61 38.15 45.44 11.33
C 6 4.07 4.66 2.62 2.93 4.73 C 7 4.02 4.54 0.87 0.83 1.49 C 8 3.37 3.76 0.12 0.10 0.21 C 9
2.81
3.10 0.01 0.01 0.01 0.01 C 10 1.35 1.47 0.07 0.08 0.23 C 11 0.13 0.10
0 正
构
烷
烃
∑ 23.81 19.38 59.53 6.36 6.51
38.72 8.04 0.24 49.28 45.59 47.64C 4 0.83 6.83 0.63
13.83 0.44 4.11C 5 3.41 0.19 33.56 2.09 0.95
45.77 0.30 49.49 53.67 47.72
C 6 4.30 4.93 6.39 7.570.01 11.75 0.01 0.01 C 7 4.18 4.75 3.16 3.09 5.45 C 8 5.63 6.34 0.76 0.54 1.07 C 9 5.26 5.82 0.04 0.05 C 10 4.44 4.86 0
0.01 C 11 1.13 1.32 0.06 0.05 0.16 C 12 0.01
0.12 0.16
59.62 0.41 异构烷烃
∑ 29.31 28.22 40.39 13.2512.36
18.62 0.58 49.94 53.68 51.83
C 5 1.05 1.21 0.08 0.61 0.770.02 1.19 0.13 0.15 C 6 5.42 6.19 0.17 0.17 0.31 C 7 9.80 11.13 0.23 0.22 0.39 C 8 9.99 11.34 0.02
0.06 C 9 9.54 10.69 0.02 0.02 0.04 0.02 C 10
1.64 1.79 0.08 0.08 0.26 C 11 0.03 0.02 0.01 0.01 0.06 环
烷
烃
∑ 37.46 42.36 0.08 1.14 1.28
0.02 1.99 0.33 0.13 0.15 C 6 0.52 0.59 7.67 8.06 12.97 C 7 1.63 1.79 19.2019.44 31.11 C 8 3.56 3.81 24.5824.29 26.29 16.58 C 9 3.09 3.22 19.8719.65 0.07 58.16 C 10
0.55 0.53 6.62 6.90 21.04 C 11 0.17 0.21 0.85 芳
烃
∑ 9.35 9.94 78.1178.55 70.44 96.63 C 3 0.03 0.04C 4 0.03
0.45 0.04 0.16C 5 0.13 0.17 1.15 0.14 0.60 0.58 0.32C 6
0.33 0.37 0.45 C 7 0.15 0.13 0.27 烯烃
4.2.7装置能耗
表11 重整装置能源消耗表
项 目
实物消耗（t/d 或kWh/d）单耗（t/t 或kWh/t） 能量单耗（kgEO/t）
新鲜水 36.5 0.029 0.005 循环水
32570 26.266 2.627 除盐水 80 0.065 0.148 除氧水 127.5 0.103 0.946 水
凝结水
-123.7 -0.100 -0.364 3.5 MPa 424.7 0.343 30.140 汽 1.0 MPa -562.6 -0.454 -34.483 电 电 86595 69.835 18.157 燃料
燃料气 94.359 0.076 72.291
重 整
综合能耗
98.35 kgEO/t
净化风NM3/h 14,624 11.8 非净化风NM3/h 20,442 16.5
氮气NM3/h
8,875
7.2
4.2.8标定结论:
本次标定在较低的加工负荷下进行，从标定过程及结果可以看出：
1、重整纯氢产率高于设计值的原因有两个方面：一是从表10看重整进料的C6～C8环烷烃含量大于设计的5.27、10.27、10.32近一个百分点；二是本次标定的反应苛刻度较高而处理量相对偏小这两个因素的作用使得纯氢产率大于设计值。
2、此次标定重整生成油辛烷值达到设计值；
3、预加氢循环氢流量大于设计值的组要原因在于循环氢分子量大于设计的3.3，达到7.1；
4、本次标定由于装置加工负荷较低，只有设计的57%，装置能耗较高，高于设计的84.77kgoil/t；
5、装置标定结果表明，改造后技术先进、可靠，主要技术指标达到或超过技术协议指标要求。特别是催化剂连续再生技术达到了国外同类技术先进水平，催化剂的再生活性恢复良好，充分体现出了该型号催化剂适应性强，低积碳、高选择性的良好性能，因此，该型号催化剂适用于扩能改造的连续重整装置。 5 改造后装置运行情况
5.1重整芳烃转化率
2009
年重整芳烃转化率如下图所示：
2009年重整进料芳潜保持在42～51之间，从上图所示的趋势来看，在换用PS-Ⅵ后芳烃平均转化率较改造前有所上升。
2010年重整芳烃转化率如下图所示：
图22010年重整芳烃转化率
2010年重整进料芳潜保持在43～50之间，从上图所示的趋势来看，芳烃转化率总体维持较高的水平，说明在去年扩能改造后，特别是11月中旬后长岭新装置开工，重整处理量加大后，连续重整装置运行良好，催化剂再生系统运行正常，达到了预期的效果，仍然能够保证重整反应的进行。
5.2装置能耗完成情况
表12 2009年与2010年装置能耗对比
能耗 单位 2009 2010
综合能耗 kgoil/t 79.54 80.98
新鲜水 t/t 0.048 0.02
循环水 t/t 26.145 27.07
除盐水 kg/t 0.070 0.115
除氧水 kg/t 0.198 0.199
凝结水 kg/t -0.140 -0.129
3.5MPa蒸汽 kg/t 0.181 0.23
1.0MPa蒸汽 kg/t -0.182 -0.264
电 kwh/t 56.419 57.2 燃料气 kg/t 0.062 0.0648 处理量（吨） t 388835 449183 从装置总能耗来看今年较去年差不多，但是表现比较突出的问题是3.5MPa蒸汽用量增大，主要是汽包产汽量减少，较改造前减少近半。
5.3装置物料平衡表
表 13 装置物料平衡表
2009年 2010年 项目 名称
收率% 产量t 产量t 收率% 外购化工轻油 20.34 79071 67857 15.11
石脑油 79.08 307502 375853 83.67 进方
精制油 0.58 2262 5473 1.22
加工量 100 388835 449183 100
抽提进料 45.89 178441 225796 50.27
干气 6.4 24882 28445 6.33
氢气 3.72 14473 17028 3.79
液化气 0.03 100 0 0
车用液化气 2.45 9544 17731 3.95 出方
汽油 3.65 14179 19296 4.30
重芳烃A 29.64 115263 99636 22.18
精制油 0.73 2821 3077.3 0.69
发泡剂 0.82 3194 6177.7 1.38
轻污油 6.26 24357 4095 0.91
加工损失 0.41 1581 1488 0.33 由上表看出：抽提进料量较去年增加了47355吨，每种产品都有大幅提升，而轻污油量很小，主要的原因是今年重整加工量虽然未达到扩能改造后的大处理量，但是较去年增加60348吨，尤其是11月份大项目开工后，重整进料量提高，抽提进料保持在满负荷水平。
6 结论
⑴ 长岭分公司重整装置采用“国产化连续重整成套技术”改造利旧率高，装置处理量由50万吨/年提高到了70万吨/年规模，改造后装置按照开工统筹开车一次成功，并逐渐进入平稳生产状态，使装置具有了更好的经济和社会效益。
⑵ 对PS-VI重整催化剂的分析评价结果和使用情况表明，该型号催化剂适应性强，在目前再生工艺下使用两年后，经过调整优化，催化剂活性与新鲜PS-VI催化剂的各项性能指标比较接近，均满足改造后的使用要求，保证了改造项目的成功。
⑶ 装置标定结果表明，改造后技术先进、可靠，主要技术指标达到或超过技术协议指标要求。特别是催化剂的再生活性恢复良好，充分体现出了该型号催化剂适应性强，低积碳、高选择性的良好性能，因此，该型号催化剂适用于改造后催化剂再生能力偏小的连续重整装置。
精心整理 中国石化九江分公司 30×104t/a重整预加氢装置FH-40C催化剂原则开工方案中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院 二○○九年四月 一、催化剂干燥 1、干燥前的准备工作 (1)催化剂装填完毕， (2)绘出催化剂干燥脱水升、恒温曲线。 (3) 2、干燥示意流程 ↓N2 ↑↓ ↓放水 3 循环氮气量：循环压缩机全量循环 干燥温度要求见表2。 表2催化剂干燥温度要求 反应器入口温度 ℃ 床层温度 ℃ 升、降温速度 ℃/h 升、恒温参考时间 h 常温→250- 10～15 15
250~280 ≮200- 至干燥结束 250→<150≯15020～25 4～5 4、干燥结束标准 高分无明水放出。 5、干燥操作 (1)在氮气压力1.5MPa/h的升 温速度将反应器入口温度升至250℃， 不到200 (2)在干燥过程中，每2 (3) (4) <150 (如DMDS)分解生成H2S，H2S使 H2S反应转化成硫化态之前被热氢还原。所以，催化剂预硫化时，必须控制好预硫化温度与循环氢中H2S含量的关系，在H2S未穿透催化剂床层前，床层最高点温度不应超过230℃。 1、预硫化前的准备工作 (1)催化剂干燥结束后，将催化剂床层温度降至150℃，泄压至0.2MPa，引氢气置换至氢纯度>85%，再升压至操作压力，建立氢气循环。
(2)绘出预硫化过程的升、恒温曲线。 (3)注硫系统吹扫干净，并将硫化剂装入硫化罐内。 (4)准备好不同规格的H 2S 检测管。硫化过程中每1小时测一次循环氢中的H 2S 浓度。 2、催化剂硫化示意流程 硫化油↓DMDS ↑ ↑分液罐→循环压缩机↓ ↑ ←高分←水冷←空冷←换热器 3、催化剂硫化条件 反应压力：操作压力 (CS 2)。 则需按照CS 2硫化剂含硫量的不同进行硫化温度及循环氢中H 2S 含量控制要求见表3。 表3催化剂硫化阶段温度要求 反应器入温度 ℃ 升温速度 ℃/h 升、恒温参考时间 h 循环氢H 2S 控制 v% 常温→150 15～20
催化重整催化剂评价 重整催化剂评价主要从化学组成、物理性质及使用性能三个方面进行。 1．化学组成 重整催化剂的化学组成涉及活性组分的类型和含量，助催化剂的种类及含量，载体的组成和结构。主要指标有：金属含量、卤素含量、载体类型及含量等。 2．物理性质 重整催化剂的物理性质主要由催化剂化学组成、结构和配制方法所导致的物理特性。主要指标有：堆积密度、比表面积、孔体积、孔半径、颗粒直径等。 3．使用性能 由催化剂的化学组成和物理性质、原料组成、操作方法和条件共同作用使重整催化剂在使用过程导致结果性的差异。主要指标有：活性、选择性、稳定性、再生性能、机械强度、寿命等。 1）．活性 催化剂的活性评价方法一般因生产目的不同而异。以生产芳烃为目的时，可在一定的反应条件下考察芳烃转化率或芳烃产率。2）．选择性 催化剂的选择性表示催化剂对不同反应的加速能力。由于重整反应是一个复杂的平行-顺序反应过程，因此催化剂的选择性直接影响
目的产物的收率和质量。催化剂的选择性可用目的产物的收率或目的产物收率/非目的产物收率的值进行评价，如芳烃转化率、汽油收率、芳烃收率/液化气收率、汽油收率/液化气收率等表示。 3）．稳定性 催化剂的稳定性是衡量催化剂在使用过程中其活性及选择性下降速度的指标。催化剂的活性和选择性下降主要由原料性质、操作条件、催化剂的性能和使用方法共同作用造成。一般把催化剂活性和选择性下降叫催化剂失活。造成催化剂失活原因主要有： 固体物覆盖，主要是指催化反应过程中产生的一些固体副产物覆盖于催化剂表面，从而隔断活性中心与原料之间的联系，使活性中心不能发挥应有的作用。催化重整过程主要固体覆盖物是焦炭，焦炭对催化剂活性影响可从生焦能力和容焦能力两方面进行考察，如铂锡催化剂的生焦速度慢，铂铼催化剂的容焦能力强，因此焦炭对这两类催化剂的活性影响相对较弱。催化重整过程中影响生焦的因素主要有原料性质（原料重、烯烃含量高越易生焦）、反应操作条件（温度高、氢分压低、空速低易生焦）、催化剂性能、再生方法和程度等； 中毒，主要是指原料、设备、生产过程中泄露的某些杂质与催化剂活性中心反应而造成活性组分失去活性能力，这类杂质称为毒物。中毒分为永久性中毒和非永久性中毒。永久性中毒是指催化剂活性不能恢复，如砷、铅、钼、铁、镍、汞、钠等中毒，其中以砷的危害性最大。砷与铂有很强的亲和力，它与铂形成合金（PtAs2）造成催化剂永久性中毒，通常催化剂上的砷含量超过200ppm时，催化剂活性
中国石化九江分公司 30×104t/a重整预加氢装置FH-40C催化剂原则开工方案中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院 二○○九年四月 一、催化剂干燥 1、干燥前的准备工作 (1)催化剂装填完毕，临氢系统进行氮气置换、气密合格。催化剂干燥用氮气作介质。 (2)绘出催化剂干燥脱水升、恒温曲线。 (3)催化剂干燥前，各切水点排尽存水，并准备好计量水的器具。 2、干燥示意流程 ↓N2 循环氢分液罐→循环压缩机→换热器→加热炉 ↑↓ 分离器←水冷←空冷←换热器←反应器 ↓放水 3、催化剂干燥条件： 高分压力： 反应器入口温度：250℃ 循环氮气量：循环压缩机全量循环 干燥温度要求见表2。 表2 催化剂干燥温度要求 反应器入口温度 ℃床层温度 ℃ 升、降温速度 ℃/h 升、恒温参考时间 h
常温→250-10～1515 250~280≮200-至干燥结束 250→<150≯15020～254～5 4、干燥结束标准 高分无明水放出。 5、干燥操作 (1)在氮气压力下，循环压缩机全量循环，加热炉点火，以10～15℃/h的升温速度将反应器入口温度升至250℃，开始恒温脱水。如果催化剂床层最低点温度达不到200℃，可适当提高反应器入口温度，但反应器入口温度≯280℃。 (2)在干燥过程中，每2小时在高分放水一次，并计量。 (3)画出催化剂脱水干燥的实际升、恒温曲线图。 (4)干燥达到结束标准后，以≯25℃/h的降温速度将反应器床层各点温度均降至<150℃，方可引入氢气进行高压气密，合格后进行催化剂预硫化。 二、催化剂预硫化 催化剂预硫化是指催化剂在氢气存在下，硫化剂(如DMDS)分解生成H2S，H2S使催化剂金属组分由氧化态转化成相应的硫化态。 在预硫化过程中，关键问题是要避免金属氧化态在与H2S反应转化成硫化态之前被热氢还原。所以，催化剂预硫化时，必须控制好预硫化温度与循环氢中H2S含量的关系，在H2S未穿透催化剂床层前，床层最高点温度不应超过230℃。
催化剂再生 12.1 就地催化剂再生 注意，以下规程旨在概括催化剂再生的步骤和条件。催化剂供应商提供的具体 规程可取代此概述性规程。须遵守催化剂供应商规定的临界参数，例如温度限 制。 在COLO加氢处理单元中，使用NiMo和CoMo两种催化剂，有些焦碳沉积 是不可避免的。这会引起载体的孔状结构逐渐堵塞，导致催化剂活性降低。则 必须提高苛刻度（通常通过提高反应器温度），以使产品达到技术要求，而提 高温度会加速焦碳的产生。 当达到反应系统的最高设计温度（机械或反应限）时，需要停车进行催化剂再 生或更换催化剂。在正常操作时，这种事情至少在12个月内不应发生。 o催化剂再生燃烧在正常操作期间沉积的使催化剂失活的焦碳。 o再生的主要产物是CO2、CO和SO2。 12.2 再生准备 按照与正常停车相同的步骤，但反应器无需进行冷却。反应器再生可不分先后。 仅取R-101为例。 单元状态：按照正常停车规程的要求或根据再生放空气体系统规范，反应器在 吹扫净其中的H2和烃类后被氮气填充。将R-102的压力降低至略低于随后将 使用的蒸汽的压力。T-101已关停，且E-101排放至塔。T-102可根据再生过 程的下一步骤进行全回流或启动，以便实现石脑油安全循环。 12.3 蒸汽-空气再生程序 1. 在压缩机-反应器回路中建立热氮气循环。利用B-101加热带有循环氮气 的催化剂床，使其温度以25 oC/小时的速度上升至315oC。绝不可让催化 剂床内的温度降至260oC以下，否则，随后置换氮气的蒸汽会出现冷凝， 从而要求在进行下一操作前采取干燥措施。 2. 再次检查吹扫气中的可燃物并继续进行吹扫，直至反应器出口气体中的氢 气浓度低于0.5% vol。在E-107的壳程入口和压缩机的排放侧将压缩机 和D-103系统与反应器B-101系统隔离，并关停压缩机。反应器系统此 时处于氮气条件下。进一步关闭压缩机系统。两个分隔的工段均应处于氮 气正压下，这点至关重要。 3. 将蒸汽从E-104入口引至R-102，将反应器流出物导至再生排气系统。 逐渐加快速度，同时利用B-101控制温度，将反应器入口温度升至并保 持在330-370oC。蒸汽宜为7000 kg/hr左右的速度，这高于CRI（催化 剂供应商）推荐的反应器横截面每平方米1950 kg/hr的最低速度，此最 低速度使R-101和R-102的最低流量分别达到2000 kg/hr和3700 kg/hr。 此时R-102已做好下一步的蒸汽和空气燃烧准备。 4. 启动含0.3-0.5 mole%氧气的空气流，将其导入R-102。 5. 焰锋的建立表现为催化剂床的温度上升，此后，氧气含量最大可增加至1 mole%，但焰锋温度须保持在400oC以下。根据经验，氧气含量每高于
预加氢催化剂预硫化方 案 YKK standardization office【 YKK5AB- YKK08- YKK2C- YKK18】
中国石化九江分公司 30×104t/a重整预加氢装置FH-40C催化剂原则开工方案 中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院 二○○九年四月
一、催化剂干燥 1、干燥前的准备工作 (1)催化剂装填完毕，临氢系统进行氮气置换、气密合格。催化剂干燥用氮气作介质。 (2)绘出催化剂干燥脱水升、恒温曲线。 (3)催化剂干燥前，各切水点排尽存水，并准备好计量水的器具。 2、干燥示意流程 ↓N2 循环氢分液罐→循环压缩机→换热器→加热炉 ↑↓ 分离器←水冷←空冷←换热器←反应器 ↓放水 3、催化剂干燥条件： 高分压力： 反应器入口温度：250℃ 循环氮气量：循环压缩机全量循环 干燥温度要求见表2。 表2 催化剂干燥温度要求 反应器入口温度 ℃床层温度 ℃ 升、降温速度 ℃/h 升、恒温参考时间 h 常温→250- 10～15 15 250~280 ≮200 - 至干燥结束250→<150≯150 20～25 4～5 4、干燥结束标准
高分无明水放出。 5、干燥操作 (1)在氮气压力下，循环压缩机全量循环，加热炉点火，以10～15℃/h的升温速度将反应器入口温度升至250℃，开始恒温脱水。如果催化剂床层最低点温度达不到200℃，可适当提高反应器入口温度，但反应器入口温度≯280℃。 (2)在干燥过程中，每2小时在高分放水一次，并计量。 (3)画出催化剂脱水干燥的实际升、恒温曲线图。 (4)干燥达到结束标准后，以≯25℃/h的降温速度将反应器床层各点温度均降至<150℃，方可引入氢气进行高压气密，合格后进行催化剂预硫化。 二、催化剂预硫化 催化剂预硫化是指催化剂在氢气存在下，硫化剂(如DMDS)分解生成H2S，H2S使催化剂金属组分由氧化态转化成相应的硫化态。 在预硫化过程中，关键问题是要避免金属氧化态在与H2S反应转化成硫化态之前被热氢还原。所以，催化剂预硫化时，必须控制好预硫化温度与循环氢中H2S含量的关系，在H2S未穿透催化剂床层前，床层最高点温度不应超过230℃。
催化重整：在有催化剂作用的条件下，对汽油馏分中的烃类分子结构进行重新排列成新的分子结构的过程叫催化重整。石油炼 制过程之一，加热、氢压和催化剂存在的条件下，使原油蒸馏所得 的轻汽油馏分（或石脑油）转变成富含芳烃的高辛烷值汽油（重整 汽油），并副产液化石油气和氢气的过程。重整汽油可直接用作汽 油的调合组分，也可经芳烃抽提制取苯、甲苯和二甲苯。副产的氢 气是石油炼厂加氢装置（如加氢精制、加氢裂化）用氢的重要来源。沿革 20世纪40年代在德国建成了以氧化钼（或氧化铬）/氧化铝作 催化剂（见金属氧化物催化剂）的催化重整工业装置，因催化剂活 性不高，设备复杂，现已被淘汰。1949年美国公布以贵金属铂作催化剂的重整新工艺，同年11月在密歇根州建成第一套工业装置，其后在原料预处理、催化剂性能、工艺流程和反应器结构等方面不断 有所改进。1965年，中国自行开发的铂重整装置在大庆炼油厂投产。1969年，铂铼双金属催化剂用于催化重整，提高了重整反应的深度，增加了汽油、芳烃和氢气等的产率，使催化重整技术达到了一个新 的水平。 化学反应 包括以下四种主要反应：①环烷烃脱氢；②烷烃脱氢环化；③ 异构化；④加氢裂化。反应①、②生成芳烃，同时产生氢气，反应 是吸热的；反应③将烃分子结构重排，为一放热反应（热效应不大）；反应④使大分子烷烃断裂成较轻的烷烃和低分子气体，会减 少液体收率，并消耗氢,反应是放热的。除以上反应外,还有烯烃的饱和及生焦等反应，各类反应进行的程度取决于操作条件、原料性质 以及所用催化剂的类型。
催化剂 近代催化重整催化剂的金属组分主要是铂，酸性组分为卤素 （氟或氯），载体为氧化铝。其中铂构成脱氢活性中心，促进脱氢 反应；而酸性组分提供酸性中心，促进裂化、异构化等反应。改变 催化剂中的酸性组分及其含量可以调节其酸性功能。为了改善催化 剂的稳定性和活性，自60年代末以来出现了各种双金属或多金属催化剂。这些催化剂中除铂外，还加入铼、铱或锡等金属组分作助催 化剂，以改进催化剂的性能。 过程条件 原料为石脑油或低质量汽油，其中含有烷烃、环烷烃和芳烃。 含较多环烷烃的原料是良好的重整原料。催化重整用于生产高辛烷 值汽油时，进料为宽馏分，沸点范围一般为80～180℃；用于生产 芳烃时,进料为窄馏分,沸点范围一般为60～165℃。重整原料中的烯烃、水及砷、铅、铜、硫、氮等杂质会使催化剂中毒而丧失活性， 需要在进入重整反应器之前除去。对该过程的影响因素除了原料性 质和催化剂类型以外，还有温度、压力、空速和氢油比。温度高、 压力低、空速小和低氢油比对生成芳烃有利，但为了抑制生焦反应，需要使这些参数保持在一定的范围内。此外，为了取得最好的催化 活性和催化剂选择性，有时在操作中还注入适当的氯化物以维持催 化剂的氯含量稳定。 工艺流程 主要包括原料预处理和重整两个工序，在以生产芳烃为目的时, 还包括芳烃抽提和精馏装置。经过预处理后的原料进入重整工段(见图)，与循环氢混合并加热至490～525℃后,在1～2MPa下进入反 应器。反应器由3～4个串联，其间设有加热炉，以补偿反应所吸收的热量。离开反应器的物料进入分离器分离出富氢循环气（多余部
编订：__________________ 单位：__________________ 时间：__________________ 催化重整催化剂安全生产 要点(正式) Standardize The Management Mechanism To Make The Personnel In The Organization Operate According To The Established Standards And Reach The Expected Level. Word格式 / 完整 / 可编辑
文件编号：KG-AO-9699-22 催化重整催化剂安全生产要点(正 式) 使用备注：本文档可用在日常工作场景，通过对管理机制、管理原则、管理方法以及管理机构进行设置固定的规范，从而使得组织内人员按照既定标准、规范的要求进行操作，使日常工作或活动达到预期的水平。下载后就可自由编辑。 1工艺简述 催化重整催化剂系含贵金属铂、铼的催化剂。低铂铼重整催化剂以高纯氧化铝为原料。油柱成形为球状ｒ—Al2O3为担体，浸渍法载上铂、铼制成产品。 简要工艺过程：将高纯氧化铝粉酸化制成浆液，通过油氨柱成形为氢氧化铝小球，经干燥和电炉焙烧成小球担体。用铂、铼金属制得氯铂酸和高铼酸的共浸液，浸渍在上述制备的小球担体上，浸金属后的小球经干燥、活化即为催化重整催化剂成品。 本生产使用硝酸等氧化剂和强腐蚀剂以及炼厂干气、煤油等易燃、易爆物质。 2重点部位 2.1酸化工序此工序以强氧化剂稀硝酸对高纯
氧化铝进行酸化的作业，硝酸不仅对设备等有强腐蚀作用，同时对作业人员也有化学灼伤等危险。 2.2氯铂酸制备及浸渍工序氯铂酸制备及浸渍作业均为接触强酸腐蚀性物质作业，同酸化作业有大致相同的危险因素。对设备的防腐蚀和对作业人员危害的防护均须予以重视。另外，还有造成贵重金属损失的可能。 2.3干燥工序要注意检查燃料系统各调节机构是否正常，燃料气压力变化情况，它是该工序容易出现危险和事故的部位。 3安全要点 3.1酸化 3.1.1配制稀硝酸时，应监督先投水、后投酸的加料顺序并控制投酸速度。 3.1.2酸化浆液罐属压力容器且易被腐蚀损坏。要定期测量容器壁厚和检查腐蚀情况，根据鉴定结果及时更新。 3.1.3督促该岗位作业人员做好防护工作，纠正
中国石油股份有限公司乌鲁木齐石化分公司 失活AT-505、FH-5加氢催化剂 器外再生技术总结 受中国石油股份有限公司乌鲁木齐石化分公司的委托，温州瑞博催化剂有限公司于2009年9月23日至9月26日，在山东再生基地对该公司失活AT-505、FH-5加氢催化剂进行了器外再生，现将有关技术总结如下： 一、催化剂再生前的物性分析及再生后催化剂指标要求 根据合同和再生的程序要求，首先对待生剂进行了硫、碳含量、比表面、孔容、强度等物性分析，其结果如下表： AT-505加氢催化剂再生前物性分析表 ◆中国石油股份有限公司乌鲁木齐石化分公司对再生后AT-505、FH-5加氢催化剂质量要求如下： 催化剂碳含量：≯0.5m% 硫含量不大于实验室数据+0.3 m% 三项指标（比表面、孔体积、强度）达到在实验室再生结果的95%以上。
二、实验室和工业再生 温州瑞博催化剂有限公司加氢催化剂器外再生是网带炉式集预热脱油、烧硫、烧碳和冷却降温于一体，实现电脑控制、上位管理的临氢催化剂烧焦再生作业线，系半自动、全密封、进行颗粒分离并实施除尘和烟气脱硫的清洁工艺生产的作业线。 针对中国石油股份有限公司乌鲁木齐石化分公司提出的再生后催化剂质量要求，在物性分析检查的基础上，温州瑞博催化剂有限公司首先对AT-505、FH-5加氢催化剂进行了实验室模拟再生，并根据本公司设备特点制定出了工业再生的方案和操作条件。在确保安全和再生剂质量的前提下组织了本次工业再生工作。现将催化剂再生前后，实验室再生和工业再生的综合样品分析结果列于下表： AT-505加氢催化剂物化分析数据
FH-5加氢催化剂物化分析数据 三、催化剂再生前后物料平衡
加氢精制再生催化剂的合理使用 摘要：简要讨论了加氢精制再生催化剂的特点，说明了再生催化剂降级使用的技术方案是完全可行的，并介绍了在再生催化剂装填和硫化过程中，与新鲜催化剂的差别，及应该注意的事项。 关键词：加氢精制再生催化剂合理使用 前言 石油馏分的加氢工艺技术是目前生产清洁燃料应用最广泛、最成熟的主要加工手段之一，在石油化工企业中所占的地位越来越重要。近年来，随着炼油企业加氢精制工业装置加工量的逐渐增加，所使用加氢催化剂的品种越来越多，数量也越来越大，经过烧焦再生后继续使用的再生催化剂的品种和数量也越来越多。目前，全世界约有18 kt/a加氢催化剂需要再生［1］，而预计其中的加氢精制催化剂至少在10 kt/a以上。因此，如何合理使用加氢精制再生剂，使之发挥更大的作用，提高炼油企业的经济效益变得越来越重要。 加氢精制催化剂经过1 个周期的运转，由于积炭等原因造成活性下降，必须经过烧焦再生处理后才能使催化剂的活性得到恢复，并继续使用。在正常使用的情况下，加氢精制催化剂可以再生1~2 次，催化剂总寿命在6~9 a之间。加氢精制再生催化剂的开工过程原则上与新鲜催化剂是一致的，但是也有一些不同之处。这主要是因为：再生催化剂的物理性质，如比表面积、孔容积和机械强度等都发生了变化；再生剂的催化活性要比新鲜剂低一些；再生剂上残留的硫、炭和其它杂质，对开工中催化剂的硫化过程会产生一定的影响。如果再生催化剂完全按新鲜催化剂的开工方法进行，将会造成开工成本提高，和因过量的硫化氢对设备腐蚀而造成的安全隐患，以及不能充分发挥催化剂的活性和稳定性，影响工业装置长周期安全稳定运转。本文主要讨论了加氢精制催化剂再生剂的合理使用及开工工艺过程中应当注意的一些问题。 1 加氢精制再生催化剂的特点 再生催化剂与新鲜催化剂相比，孔容积和比表面积都比新催化剂略有降低。这主要是由于积炭和杂质沉积堵塞催化剂孔道，降低了孔容积和比表面积，使催化剂活性金属的利用率降低，造成再生后的催化剂活性有所下降。表1列出了某柴油加氢精制催化剂新鲜剂与再生剂的理化性质。 表1 新鲜催化剂与再生剂的理化性质 Table1 The physicochemical properties of fresh catalyst and regenerated catalyst 催化剂再生剂新鲜剂 孔容积/(mL?g-1) 0.46 0.48 表面积/(m2?g-1) 218 226 耐压强度/(N?cm-1) 172 168 堆积密度/(g?cm-3) 0.90 0.88 硫含量,% 0.58 - 碳含量,% 0.22 - 由表1可以看出，再生催化剂的孔容积和表面积较新鲜催化剂要小；新催化剂上没有硫和碳，
中国石油宁夏石化公司 60万吨/年连续 重整装置预加氢催化剂预硫化方案 宁夏石化公司二联合车间 2011年11月10日
一、组织机构 二联合车间60万吨/年重整装置预加氢催化剂硫化由二联合车间主任直接指挥，下设副组长及成员，为预加氢催化剂硫化工作提供人力、物力、技术及安全保障。 二联合车间60万吨/年重整装置预加氢催化剂硫化领导小组： 组长：谭斌 副组长：吴建军 成员：王春江李进、各班值班长、副值班长、运行工程师 职责： 1.认真贯彻公司总体试车安排，直接指挥重整装置预加氢催化剂硫化工作。 2.制定重整装置预加氢催化剂硫化的方案和进度。 3.协调解决预加氢催化剂硫化过程中出现的问题，与施工方积极沟通。 4.负责编制预加氢催化剂硫化方案，及时上报审批，并组织岗位人员讨论学习。 5.负责落实前期人员的培训考核工作和上岗取证工作，确保上岗人员达到“三个百分百”上岗条件 6.全力组织、实施预加氢催化剂硫化工作。 二、准备工作 1.通知生产调度，要求供排水、电站、空分、油品等单位确保 水、电、气、风正常供应，联系化验、仪表、电气、钳工等单位配合 开工。 2.全部设备处于完好备用状态。 3.全部仪表检验完毕，处于备用状态。 4.氮气来源应满足用气要求，氮气纯度要求>99.5v %、氧含量 <0.5v%、氢＋烃含量<0.5v%。 5.工艺流程经三级检查准确无误，加好系统气密隔离盲板。 6.准备好气密用的肥皂水、刷子及检修用工具。 三、系统置换吹扫
(1)从循环压缩机的出口，用氮气缓慢将反应系统压力升到0.5MPa（表压），启机-101A,全量循环10分钟，将机负荷为零，然后打开高分（D-101）放空阀，将系统的压力降到0.02MPa。 (2)反复进行上述步骤（1）2 次以上，直到反应系统中氧含量<0.5v 四、系统气密 1.系统气密的目的是保证装置在开工过程中不会出现严重泄漏。但装置达到正常操作温度时，由于管线和设备膨胀，也会导致泄漏，因此操作人员在开工和运转初期也应关注漏点的出现。 2.确定气密流程，用合适的盲板将不同压力等级的部分隔开。 3.气密要求：参照装置的操作手册的要求进行。 气密阶段及标准测压点：D-102 气密介质气密压力/MPa 压降（MPa/h）氢压机状态气密时间/h 氮气0.5 0.02 停 2 1.7 0.005 停 4 2.2 0.005 停 4 4.按升压速度，系统压力达到要求后，对装置进行全面检查，在确认无泄漏、静态允许压降合格后，将系统压力降至1.0MPa，准备催化剂干燥。 4.4 催化剂干燥 干燥流程： K-101A→E-101A/B→F-101→R-101→R-102→A-101→E-102→D-101→D-102→k-101入口 1. 将系统压力提高到1.0MPa 2.并确认该系统无存油，制定好方案。 3.确定切水点在高分D101和压缩机分液罐D102，催化剂干燥前将切水点的水排净。 4.准备好计量水的工具(如磅称、水桶等)。 5.联系好氮气来源，并事先分析氮气纯度，要求氮气中水含量<300μg/g，氢+烃<0.5%，氧<0.5v%。
操作规程编号：YTO-FS-PD947 催化重整催化剂安全生产要点通用版 In Order T o Standardize The Management Of Daily Behavior, The Activities And T asks Are Controlled By The Determined Terms, So As T o Achieve The Effect Of Safe Production And Reduce Hidden Dangers. 标准/ 权威/ 规范/ 实用 Authoritative And Practical Standards
催化重整催化剂安全生产要点通用 版 使用提示：本操作规程文件可用于工作中为规范日常行为与作业运行过程的管理，通过对确定的条款对活动和任务实施控制,使活动和任务在受控状态，从而达到安全生产和减少隐患的效果。文件下载后可定制修改，请根据实际需要进行调整和使用。 1工艺简述 催化重整催化剂系含贵金属铂、铼的催化剂。低铂铼重整催化剂以高纯氧化铝为原料。油柱成形为球状ｒ— Al2O3为担体，浸渍法载上铂、铼制成产品。 简要工艺过程：将高纯氧化铝粉酸化制成浆液，通过油氨柱成形为氢氧化铝小球，经干燥和电炉焙烧成小球担体。用铂、铼金属制得氯铂酸和高铼酸的共浸液，浸渍在上述制备的小球担体上，浸金属后的小球经干燥、活化即为催化重整催化剂成品。 本生产使用硝酸等氧化剂和强腐蚀剂以及炼厂干气、煤油等易燃、易爆物质。 2重点部位 2.1酸化工序此工序以强氧化剂稀硝酸对高纯氧化铝进行酸化的作业，硝酸不仅对设备等有强腐蚀作用，同时对作业人员也有化学灼伤等危险。 2.2氯铂酸制备及浸渍工序氯铂酸制备及浸渍作业均
黑龙江安瑞佳石油化工有限公司 学习资料 （催化剂预硫化方法） 气分车间 2013年4月 催化剂的预硫化
催化剂的预硫化有两种方法：一是干法预硫化，亦称气相预硫化，即在循环氢或氢氮混合气或氢气与丙烷或氢气与丁烷混合气存在下注入硫化剂进行硫化；二是湿法预硫化，亦称液相预硫化，即在循环氢存在下以轻油等为硫化油携带硫化剂注入反应系统进行硫化。 催化剂硫化的基本原理 催化剂硫化是基于硫化剂（CS2或二甲基二硫DMDS ）临氢分解生成的H2S, 将催化剂活性金属氧化态转化为相应的硫化态的反应。 干法硫化反应：用氢气作载体，硫化氢为硫化剂。 M O O3 + 2H2S + H2 ----------- ? M0S2 + 3H2O 9CoO + 8H2S + H2 --------- ? C09S8 + 9H2O 3NiO + 2H2S + H2 ________ . M3S2 + 3出0 湿法硫化反应：用氢气作载体，CS2为硫化剂。 CS2 + 4H2 ----------- ? 2H2S + CH4 M O O3 + CS2 + 5H2 --------------- k M0S2 + 3H20 + CH4 M O O3 + CS2 + 3H2 ---------------- ? M0S2 + 3H2O + C 9C O O + 4CS2 + 17H2 -------------- 09S8 + 9H20 + CH4 9C O O + 4CS? + 9H2 ----------- k C09S8 + 9H2O + 4C 3Ni0 + 2CS2 + 5H2 ------------ ? M3S2 + 3出0 + CH4 基于上述硫化反应式和加氢催化剂的装量及相关金属含量可估算出催化剂硫化剂的理论需要量。其硫化剂的备用量（采购量）一般按催化剂硫化理论需硫量的1.25倍考虑即可。
预加氢催化剂预硫化方 法 Document serial number【KK89K-LLS98YT-SS8CB-SSUT-SST108】
中国石化九江分公司 30×104t/a重整预加氢装置FH-40C催化剂原则开工方案 中国石油化工股份有限公司抚顺石油化工研究院 二○○九年四月 一、催化剂干燥 1、干燥前的准备工作 (1)催化剂装填完毕，临氢系统进行氮气置换、气密合格。催化剂干燥用氮气作介质。 (2)绘出催化剂干燥脱水升、恒温曲线。 (3)催化剂干燥前，各切水点排尽存水，并准备好计量水的器具。 2、干燥示意流程 ↓N2 循环氢分液罐→循环压缩机→换热器→加热炉 ↑↓ 分离器←水冷←空冷←换热器←反应器 ↓放水 3、催化剂干燥条件： 高分压力：1.5MPa 反应器入口温度：250℃ 循环氮气量：循环压缩机全量循环 干燥温度要求见表2。 表2催化剂干燥温度要求 反应器入口温度 ℃床层温度 ℃ 升、降温速度 ℃/h 升、恒温参考时间 h
常温→250-10～1515 250~280≮200-至干燥结束 250→<150≯15020～254～5 4、干燥结束标准 高分无明水放出。 5、干燥操作 (1)在氮气压力1.5MPa下，循环压缩机全量循环，加热炉点火，以10～15℃/h的升温速度将反应器入口温度升至250℃，开始恒温脱水。如果催化剂床层最低点温度达不到200℃，可适当提高反应器入口温度，但反应器入口温度≯280℃。 (2)在干燥过程中，每2小时在高分放水一次，并计量。 (3)画出催化剂脱水干燥的实际升、恒温曲线图。 (4)干燥达到结束标准后，以≯25℃/h的降温速度将反应器床层各点温度均降至 <150℃，方可引入氢气进行高压气密，合格后进行催化剂预硫化。 二、催化剂预硫化 催化剂预硫化是指催化剂在氢气存在下，硫化剂(如DMDS)分解生成H2S，H2S使催化剂金属组分由氧化态转化成相应的硫化态。 在预硫化过程中，关键问题是要避免金属氧化态在与H2S反应转化成硫化态之前被热氢还原。所以，催化剂预硫化时，必须控制好预硫化温度与循环氢中H2S含量的关系，在H2S未穿透催化剂床层前，床层最高点温度不应超过230℃。 1、预硫化前的准备工作 (1)催化剂干燥结束后，将催化剂床层温度降至150℃，泄压至0.2MPa，引氢气置换至氢纯度>85%，再升压至操作压力，建立氢气循环。 (2)绘出预硫化过程的升、恒温曲线。
催化重整催化剂及工艺技术 ?催化重整反应机理 ?催化重整典型工艺流程图 ?CB-8系列重整催化剂及其特点 ?CB-8系列重整催化剂工业应用结果 ?0.88MPa低压固定床重整新工艺 催化重整催化剂及工艺技术 催化重整是以石脑油为原料，生产高辛烷值汽油调和组分和化工原料芳烃，副产氢气用于石油产品加氢改质的石油炼制工艺过程。由于我国有生产环境友好的清洁燃料的要求，对车用汽油、柴油、煤油等的烯烃、芳烃、硫含量已经做出严格的规定，而且这些规格指标将继续提高，逐渐与世界先进国家的规格标准接轨。催化重整工艺技术提供的大量廉价氢气，可以使炼油企业生产出优质的清洁燃料，满足市场的需要。因此，催化重整装置在炼油厂中具有重要的地位。 FRIPP从七十年代初开始从事催化重整催化剂及工艺技术的开发研究，经过近30年几代人的努力，先后研制成功CB-5、CB-5B、CB-8、CB-11等多种重整催化剂并在工业装置上使用，取得了良好的经济效益和社会效益，使我国的催化重整催化剂及工艺技术上了一个新台阶。CB-5重整催化剂于1985年和1989年分别在胜利炼油厂和茂名炼油厂工业应用成功，平稳运转了七年。CB-8超低铂重整催化剂于1991～1998年分别在大连石化公司、石家庄炼油厂、兰州炼化总厂、大港油田炼油厂、哈尔滨炼油厂工业应用，均取得很好的效果。CB-5B重整催化剂于1992年在上海炼油厂和胜利炼油厂工业应用，满足了用户生产芳烃和氢气的要求。胜炼使用的CB-5B催化剂已经稳定运转了八年多，现在仍在使用。1998年工业化的CB-11重整催化剂与CB-8催化剂分段装填、组合使用，先后在哈尔滨炼油厂、石家庄炼油厂和大连石化公司工业应用，效果良好。 获得专利和奖励情况： 1、CB-5重整催化剂和工艺技术1987获得中国石化总公司科技进步一等奖，1988年获得中国国家科技进步三等奖。 2、CB-8系列催化剂1993年获得中国专利ZL90101354.4和美国专利US5,227,357，1997年获得法国专利FR2,659,569。 3、1993年获得中国专利局授予的发明专利金奖。 4、1997年获得中国石化总公司授予的中国专利发明创造金奖。 5、CB-8重整催化剂和工艺技术获得1993年度中国石化总公司科技进步一等奖。 6、CB-5B重整催化剂和工艺技术获得1995年度中国石化总公司科技进步三等奖。 目前在工业上主要推广使用CB-8系列重整催化剂及配套的工艺技术。 催化重整反应机理 催化重整是以C6～C11石脑油馏分为原料，在一定的操作条件和催化剂的作用下，烃分子发生重新排列，使环烷烃和烷烃转化成芳烃或异构烷烃，同时产生氢气的过程。催化重整的化学反应主要有下述几种（式中M为金属功能，A为酸性功能）。 ?六员环烷烃脱氢 在所有重整反应中，六员环烷烃脱氢反应速度最快，而且能充分转化成芳烃，是重整的最基本反应。
加氢催化剂的预硫化及其影响因素 张笑剑 摘要:加氢催化剂的预硫化是提高催化剂活性，优化加氢催化剂操作，获得理想经济效益的关键之一。为获得理想的硫化效果，必须严格控制各阶段的反应条件。本文介绍了加氢催化剂预硫化的反应原理，探讨了在预硫化过程中影响催化剂预硫化效果的因素。 关键词:加氢催化剂硫化技术操作条件影响因素 加氢催化剂硫化是提高催化剂活性，优化装置操作，延长装置运转周期，提 高经济效益的关键技术之一。加氢催化剂主要由金属组分（一般为W，Mo，Co， , Ni 等）和载体（氧化铝 ,二氧化硅,沸石,活性炭,黏土,渗铝水泥和硅藻土等）两部分组成，金属组分以氧化态的形式负载在多孔的载体上，促进加氢脱氮，加氢脱硫，加氢脱芳烃，加氢脱金属，加氢脱氧和加氢裂化等反应。生产经验和理论研究表明:氧化态催化剂的加氢活性,稳定性和选择性均低于硫化态催化剂。只有将催化剂进行硫化预处理，使金属组分从氧化态转变为硫化态，催化剂才具有较高的活性，稳定性和选择性，抗毒性强，寿命长,才能够最大限度地发挥加氢催化剂的作用。 1硫化原理 1.1 H 2 S的制备 H 2 S主要来自硫化剂的分解：硫化剂的分解均为放热反应,且理论分解温度与 实际操作条件下的分解温度有所差别,一般有机硫化物在催化剂和H 2 条件下分解温度通常比常温下分解温度低10～25o C。 CS 2+4H 2 =CH 4 +2H 2 S CH 3SSCH 3 +3H 2 =2CH 4 +2H 2 S 1.2金属氧化物的硫化 金属氧化物的硫化是放热反应。理想的硫化反应应为 MoO 3+2H 2 S+H 2 =MS 2 +3H 2 O 9CoO+8H 2S+H 2 =Co 9 S 8 +9H 2 O 3NiO+2H 2S+H 2 =NiS+3HO WO 3+2H 2 S+H 2 =WS 2 +3H 2 O
龙源期刊网 https://www.doczj.com/doc/1813911726.html, 重整装置预加氢催化剂优选 作者：李兵朋 来源：《中国化工贸易·下旬刊》2017年第09期 摘要：中石油玉门油田炼化总厂重整加氢车间是玉门炼厂汽煤柴质量升级的重要生产车间，该车间的重整装置以直馏石脑油、汽柴油和煤油加氢所产粗汽油、苯抽提抽余油为主要原料，生产高辛烷值汽油调和组分、苯抽提原料和加氢装置所需氢气。重整加氢车间主要包括催化重整、催化重汽油加氢（DSO-FCC）、柴油加氢改质降凝、航煤临氢脱硫醇、环丁砜抽提 分离苯、C5/C6异构化6套生产装置。 关键词：重整；装置；催化剂 催化重整装置预加氢部分的作用是使直馏石脑油、抽余油和粗汽油在催化剂和氢气作用下，发生脱硫、脱氮、脱酸以及烯烃饱和、脱卤化物、脱重金属等反应，将硫含量及氮含量降低到0.5μg/g以下，满足重整装置进料的要求。 催化重整装置预加氢部分设计处理量为40t/h，原料馏程为80～165℃。由于玉门炼厂所进原油逐年重质化，导致直馏石脑油资源严重不足，故将焦化汽柴油和航煤加氢所产粗汽油做重整原料，同时考虑将苯抽提装置产抽余油也改做重整原料，这样重整原料馏程将放宽到65～175℃。在这种情况下，为保证重整装置的原料满足长周期运行下重整进料的质量要求，且装置在用的预加氢催化剂RN-1的寿命也将到期，为此必须选择对原料的适应性和催化剂的活性稳定性较好的预加氢催化剂。通过调研，装置决定选用国内某催化剂开发商开发的FH-40C催化剂。催化重整装置利用2010年大检修时进行了停工换剂，截止到目前，FH-40C催化剂已稳定运行接近三年。本文主要介绍FH-40C催化剂近三年来的使用情况，并与RN-1和RN-10催化剂的使用情况进行对比。 1 预加氢催化剂的主要组成及物化性质 FH-40C催化剂是以W—Mo—Ni—Co四金属作为加氢活性组元，与Ni—W体系RN-1和RN-10催化剂相比，具有更强的原料适应性和活性的稳定性。 2 FH-40C催化剂开工情况 2.1 催化剂的硫化 按照催化剂开发商提供的催化剂使用说明书，催化剂装入反应器时，活性组分是以氧化物形态存在的，此时催化剂的加氢活性很低，催化剂如果没有进行硫化处理，原料油进入反应器会在催化剂上发生深度裂解反应而迅速积炭，使催化剂活性受损并缩短催化剂的使用周期；为避免这种情况发生，必须对催化剂进行预硫化，使其活性组元以Co8S9、Ni3S2、WS2、MoS2（H2S/H2的分压比在 10-4～2×10-1之间）的形态存在，这样才能形成具有加氢活性的Co-Ni-
( 操作规程 ) 单位：_________________________ 姓名：_________________________ 日期：_________________________ 精品文档 / Word文档 / 文字可改 2020新版催化重整催化剂安全 生产要点 Safety operating procedures refer to documents describing all aspects of work steps and operating procedures that comply with production safety laws and regulations.
2020新版催化重整催化剂安全生产要点 1工艺简述 催化重整催化剂系含贵金属铂、铼的催化剂。低铂铼重整催化剂以高纯氧化铝为原料。油柱成形为球状ｒ—Al2O3为担体，浸渍法载上铂、铼制成产品。 简要工艺过程：将高纯氧化铝粉酸化制成浆液，通过油氨柱成形为氢氧化铝小球，经干燥和电炉焙烧成小球担体。用铂、铼金属制得氯铂酸和高铼酸的共浸液，浸渍在上述制备的小球担体上，浸金属后的小球经干燥、活化即为催化重整催化剂成品。 本生产使用硝酸等氧化剂和强腐蚀剂以及炼厂干气、煤油等易燃、易爆物质。 2重点部位 2.1酸化工序此工序以强氧化剂稀硝酸对高纯氧化铝进行酸化
的作业，硝酸不仅对设备等有强腐蚀作用，同时对作业人员也有化学灼伤等危险。 2.2氯铂酸制备及浸渍工序氯铂酸制备及浸渍作业均为接触强酸腐蚀性物质作业，同酸化作业有大致相同的危险因素。对设备的防腐蚀和对作业人员危害的防护均须予以重视。另外，还有造成贵重金属损失的可能。 2.3干燥工序要注意检查燃料系统各调节机构是否正常，燃料气压力变化情况，它是该工序容易出现危险和事故的部位。 3安全要点 3.1酸化 3.1.1配制稀硝酸时，应监督先投水、后投酸的加料顺序并控制投酸速度。 3.1.2酸化浆液罐属压力容器且易被腐蚀损坏。要定期测量容器壁厚和检查腐蚀情况，根据鉴定结果及时更新。 3.1.3督促该岗位作业人员做好防护工作，纠正违章行为，防止化学灼伤。
重整预加氢催化剂性能分析及预测 发表时间：2018-01-15T14:25:15.020Z 来源：《防护工程》2017年第24期作者：宁坤 [导读] 收集了中海油惠州石化重整预加氢催化剂生产过程预加氢装置的操作数据、原料及产品数据。 中海油惠州石化有限公司 516086 摘要：收集了中海油惠州石化重整预加氢催化剂生产过程预加氢装置的操作数据、原料及产品数据，对数据进行了比较分析，阐述了不同性质原料，不同工况下对预加氢催化剂的具体影响，提出了优化预加氢催化剂长周期运行的方法。 关键词：预加氢催化剂；直馏石脑油；精制油 1、催化重整预加氢工艺及特点 中海油惠州石化连续重整预加氢装置，为重整单元提供合格的原料。装置的工程设计规模80万吨/年。 预加氢部分包括预加氢、分馏等过程。装置预处理部分采用全馏分加氢即先加氢后分馏，预分馏塔与蒸发塔“合二为一”的工艺方案。预加氢反应系统采用氢气循环流程，只设循环氢压缩机而不设补充氢增压机，补充氢由重整氢气经脱氯罐脱氯后补充。为了防止系统在低温部位发生盐类结晶堵塞影响长周期运行，在反应系统中设有注洗涤水的设施。经预处理过程后，重整进料中杂质含量应能达到下列要求： 2、预加氢催化剂性能及特点 重整预加氢装置自投产以来共使用过两种预加氢催化剂，首次开工使用预加氢催化剂为美国雅保公司生产的HC-K 型预加氢催化剂。后两次使用的是抚研院的FH-40C预加氢催化剂。正常生产过程中，预加氢反应器R101A和R101B串联运行。预加氢装置进料98 t/h，反应器入口温度280～335℃，反应压力3 MPa，空速6 .3h-1，氢油比150Nm3/m3。 预加氢催化剂FH—40C可以再生两次，两次再生后催化剂的性能均大于新催化剂性的90%。预加氢催化剂保证第一周期使用不小于三年，再生后的预加氢催化剂使用周期不小于二年。 3、预加氢催化剂使用性能分析及预测 首次使用的预加氢催化剂为美国雅保公司的HC-K催化剂，预加氢装置于2009年4月26日投产，运行31个月，至 2011年10月5日根据公司安排停工换剂检修，预加氢催化剂更换为抚研院的FH-40C。 第二次使用的预加氢催化剂为抚研院的FH-40C催化剂，预加氢装置自2011年11月3日投产，于2014年10月11日预加氢根据公司安排停工检修，运行33个月（其中2014年3月至6月根据公司安排预加氢停工）。 预加氢装置停工检修后仍然采用抚研院的FH-40C催化剂，于2014年12月9日开工投产，正常运行至今。 为保证预加氢装置长周期运行，利用前期催化剂运行数据对现在运行预加氢剂催化剂FH-40C寿命进行预测。因第一周期使用的催化剂为HC-K，与后两次使用的FH-40C不为同一种催化剂，性能不同可比性差，这里选用第二次和第三次使用抚研院的FH-40C催化剂进行分析预测催化剂寿命，主要从以下几个方面对第三周期使用的抚研院的FH-40C催化剂寿命进行分析预测。 1. 催化剂处理量分析预测 2011年10月5日至2014年10月11日预加氢装置使用抚研院的FH-40C催化剂，处理预加氢原料直馏石脑油量为1827713 吨。 根据公司安排2011年10月5日停工换剂检修。预加氢装置第一次使用FH-40C周期为 32个月，预加氢催化剂处理直馏石脑油量为1827713 吨。按催化剂保证值三年计算：催化剂三年处理直馏石脑油能力为3*80万吨/年=240万吨，第二周期加工量为保证值的75.8%。 2014年12月9日至今，预加氢装置使用抚研院的FH-40C催化剂处理预加氢原料直馏石脑油量为167229吨，见表2。 三个月共处理167229吨直馏石脑油，平均每月55743吨。按上周期处理量预测 1827713/55473=32.9个月。如保持当前平均每月55743吨负荷按上周期处理量1827713吨，预加氢催化剂至少可运行33个月。 上周期处理量还未达到满负荷，预加氢催化剂处理能力还有较大空间未发挥出来，处理量不是影响催化剂长周期运行的主要因素。 2. 催化剂反应温度分析预测 2011年10月5日预加氢装置开工投产后预加氢反应器入温度控制在290℃, 运行至2014年10月11日停工检修，反应温度从290℃提至302℃，运行了32个月后温度提升12℃来补偿催化剂活性，预加氢催化剂的反应温度可提至335℃，催化剂活性较好，能满足FH-40C催化剂保证值三年长周期运行。 3. 原料性质分析预测 2011年10月5日预加氢装置开工投产至2014年10月11日停工检修，原料质量控制较好，预加氢进料中的硫含量都控制在0.04% （m/m）以下，比FH-40C催化剂技术协议中直石硫含量800PPM低一半。 2014年因公司原料中氮含量较高，进料中的氮含量保持在6ppm左右，高时达8PPM，精制油中的氮含量分析一直小于0.2PPM。FH-40C脱氮性能较好。通过上周期数据分析，得出进料中氮含量8PPM以下，FH-40C催化剂能满足精制油氮含量小于0.5PPM的技术保证值要求。 能过分析可以预测只要进料中的杂质含量不超标，控制在技术指标之内，不影响催化剂长周期运行。催化剂的使用期限能达到和超过保证值。