李 治，孫明立，戴天林

(中國(guó)石化青島煉油化工有限責(zé)任公司，山東 青島 266500)

0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置擴(kuò)能改造及開(kāi)工運(yùn)行分析

李 治，孫明立，戴天林

(中國(guó)石化青島煉油化工有限責(zé)任公司，山東 青島 266500)

國(guó)內(nèi)某噴氣燃料加氫裝置為滿足擴(kuò)能需求，在大檢修期間通過(guò)增加反應(yīng)器、更換高活性催化劑、提高加熱爐負(fù)荷等項(xiàng)目完成裝置改造。該裝置采用中國(guó)石化石油化工科學(xué)研究院針對(duì)RHSS技術(shù)研發(fā)的新一代RSS-2催化劑，在較低的反應(yīng)溫度下，可以滿足生產(chǎn)3號(hào)噴氣燃料的要求。

噴氣燃料 加氫 擴(kuò)能 3號(hào)噴氣燃料

根據(jù)某公司12.0 Mt/a擴(kuò)能流程安排，為解決常一線油過(guò)剩的問(wèn)題，將原10.0 Mt/a煉油配套的0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置消除瓶頸改造擴(kuò)能至1.0 Mt/a，最大處理量可達(dá)1.2 Mt/a，年開(kāi)工8 400 h。該裝置采用氫氣一次通過(guò)流程，補(bǔ)充氫由柴油加氫精制裝置補(bǔ)充氫壓縮機(jī)一級(jí)出口提供，富氫尾氣經(jīng)胺液脫硫后再送至外部；原料系統(tǒng)設(shè)置精度為25 μm的原料油過(guò)濾器并在原料油緩沖罐頂部設(shè)置瓦斯氣體保護(hù)；反應(yīng)部分采用爐前混氫、冷分離流程；分餾部分采用單塔重沸流程，熱源由柴油加氫精制裝置提供，分餾塔塔頂汽提出溶解的氫氣、硫化氫和少量小分子烴類組分送至外部單元處理，塔底合格噴氣燃料經(jīng)換熱冷卻后進(jìn)入產(chǎn)品罐區(qū)。本文主要介紹0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置擴(kuò)能改造的相關(guān)情況及改造后的裝置運(yùn)行情況。

1 消除瓶頸改造

某公司原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置是10.0 Mt/a煉油系列配套裝置。2011年常減壓蒸餾裝置進(jìn)行擴(kuò)能改造，加工能力提升至12.0 Mt/a，近幾年噴氣燃料市場(chǎng)供需增速旺盛[1]，通過(guò)不斷摸索，將作為噴氣燃料原料的常減壓蒸餾裝置常一線油抽出量增加至120 t/h，最大量達(dá)到145 t/h(通過(guò)中國(guó)石化遠(yuǎn)程診斷系統(tǒng)數(shù)據(jù)，該公司常減壓蒸餾裝置常一線油收率為9%)，原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫裝置不能滿足全部處理常一線油的需求，部分噴氣燃料餾分被迫進(jìn)入柴油餾分。2015年全廠停工檢修，對(duì)原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置進(jìn)行擴(kuò)能改造。

1.1 改造前裝置運(yùn)行瓶頸

1.1.1 產(chǎn)品質(zhì)量超標(biāo) 原0.6 Mt/a噴氣燃料加氫精制裝置設(shè)計(jì)催化劑空速為5 h-1，在第二運(yùn)行周期(2011-08—2015-06)提高進(jìn)料量至91 t/h，實(shí)際催化劑空速為6.5 h-1，空速的增加導(dǎo)致反應(yīng)加熱爐熱負(fù)荷及催化劑活性無(wú)法滿足要求，裝置運(yùn)行期間出現(xiàn)產(chǎn)品硫醇硫和酸值超標(biāo)的情況，見(jiàn)表1。

1.1.2 部分設(shè)備負(fù)荷有限 改造前裝置內(nèi)所有轉(zhuǎn)動(dòng)設(shè)備負(fù)荷能力無(wú)法滿足擴(kuò)能后的需求；原料反沖洗過(guò)濾器沖洗后壓力高，過(guò)濾器處理能力不足；分餾塔塔徑較小，無(wú)法實(shí)現(xiàn)擴(kuò)能后對(duì)硫化氫和含硫輕烴的脫除。

1.2 改造內(nèi)容

1.2.1 解決產(chǎn)品質(zhì)量問(wèn)題 針對(duì)產(chǎn)品質(zhì)量超標(biāo)的問(wèn)題，采取新增加氫精制反應(yīng)器、更換RSS-2催化劑、改造加熱爐的措施。

(1) 新增加氫精制反應(yīng)器。為降低主催化劑空速，新增一臺(tái)加氫精制反應(yīng)器。新增反應(yīng)器采取串聯(lián)在原反應(yīng)器前的方式，主體材質(zhì)采用15CrMoR+S32168的熱壁板焊結(jié)構(gòu)，反應(yīng)器內(nèi)設(shè)一個(gè)催化劑床層，另設(shè)置有入口擴(kuò)散器、頂部分配盤和出口收集器等內(nèi)構(gòu)件，部分設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表2。

(2) 更換RSS-2催化劑。將原RSS-1A催化劑更換為中國(guó)石化石油化工科學(xué)研究院(簡(jiǎn)稱石科院)根據(jù)噴氣燃料臨氫脫硫醇(RHSS)技術(shù)[2]最新研發(fā)的RSS-2催化劑[3]，保護(hù)劑采用RGO-1，具體性質(zhì)見(jiàn)表3。催化劑裝填數(shù)據(jù)如下：RGO-1保護(hù)劑2.6 t，體積4.296 m3；RSS-2主催化劑28.408 t，體積36.04 m3；另外還有上一周期庫(kù)存的新RSS-1A催化劑2.24 t，體積2.89 m3。

表1 第二運(yùn)行周期末期噴氣燃料加氫裝置硫醇硫及酸值情況

表2 反應(yīng)器參數(shù)

表3 催化劑性質(zhì)

(3) 改造加熱爐。在原料加熱爐的基礎(chǔ)上，將進(jìn)料由一管程修改為兩管程，更換部分彎管；由于改造后熱負(fù)荷增加，更換了高效燃燒器；為降低排煙溫度，對(duì)流室增加兩排翅片管。

通過(guò)上述改造，裝置主催化劑空速降至4.4 h-1，精制噴氣燃料產(chǎn)品質(zhì)量滿足3號(hào)噴氣燃料要求(產(chǎn)品情況在下文標(biāo)定部分詳細(xì)描述)。

1.2.2 解決部分設(shè)備負(fù)荷有限的問(wèn)題 針對(duì)部分設(shè)備負(fù)荷無(wú)法滿足擴(kuò)能后的需求，主要采取整體更換分餾塔、更換原料過(guò)濾器和增加大流量機(jī)泵的措施。

(1) 分餾塔整體更換。由于處理量增加，對(duì)分餾塔進(jìn)行整體更換，并采用高效塔盤，部分設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表4。

表4 分餾塔更換前后對(duì)比

(2) 更換原料過(guò)濾器。將原料過(guò)濾器更換為自動(dòng)反沖洗過(guò)濾器，并新增反沖洗油冷卻器一臺(tái)，部分設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表5。原過(guò)濾器采用的是人工控制反沖洗切斷閥實(shí)現(xiàn)沖洗，改造后可以實(shí)現(xiàn)全自動(dòng)反沖洗。

表5 過(guò)濾器基本參數(shù)

(3) 增加大流量機(jī)泵。新增大流量原料油升壓泵、分餾塔塔底泵、分餾塔塔頂回流罐罐底泵，以滿足擴(kuò)能的需求，部分設(shè)計(jì)參數(shù)見(jiàn)表6。

表6 新增機(jī)泵參數(shù)

2 開(kāi)工過(guò)程

2.1 催化劑干燥及氫氣氣密

按照開(kāi)工要點(diǎn)，新型RSS-2催化劑最高干燥溫度不超過(guò)150 ℃。2015年8月12日6：00，反應(yīng)器入口溫度升至150 ℃，進(jìn)行6 h氮?dú)夂銣馗稍铩?6：00低壓分離罐液位不再上漲(由于液位計(jì)下引線位于低壓分離罐底部，顯示頁(yè)面處于切面以下，無(wú)法精確測(cè)量生成水量)，引入氫氣升壓進(jìn)行氣密性檢測(cè)，2.0 MPa下氣密性合格。

2.2 催化劑硫化

圖1 硫化流程示意

2.2.1 一次通過(guò)硫化流程 圖1為硫化流程示意。噴氣燃料加氫裝置自柴油加氫補(bǔ)充氫壓縮機(jī)一級(jí)出口引入氫氣，在原料油緩沖罐D(zhuǎn)-101出口注入硫化劑。氫氣在原料油升壓泵出口與原料油混合后，再與加氫精制反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)行換熱，然后經(jīng)進(jìn)料加熱爐F-101加熱至要求溫度，自上而下流經(jīng)加氫精制反應(yīng)器R102和R-101，反應(yīng)器底部出來(lái)的反應(yīng)生成物先與混氫原料油換熱后，再經(jīng)空氣冷卻器A-101冷卻至50 ℃進(jìn)入反應(yīng)產(chǎn)物分離器D-102，在D-102中，反應(yīng)生成物進(jìn)行油、氣、水三相分離。分離出來(lái)的氣體經(jīng)循環(huán)氫脫硫塔C-101的副線送至柴油加氫裝置新氫壓縮機(jī)入口分液罐，返回柴油加氫補(bǔ)充氫壓縮機(jī)一級(jí)入口。

2.2.2 硫化過(guò)程 2015年8月12日16：30建立噴氣燃料加氫裝置反應(yīng)分餾循環(huán)。8月13日9：00控制反應(yīng)器入口溫度170 ℃，開(kāi)始注入預(yù)硫化劑二甲基二硫化物DMDS進(jìn)行硫化，7 h后循環(huán)氫中檢測(cè)出硫化氫。8月14日9：00停止預(yù)硫化，合計(jì)硫化時(shí)間24 h。催化劑硫化期間注硫率和氫氣中硫化氫濃度曲線見(jiàn)圖2。

圖2 硫化期間注硫速率和硫化氫濃度曲線■—注硫速率； ◆—硫化氫含量

2.2.3 硫化溫度 根據(jù)裝置開(kāi)工操作指南，要求催化劑RSS-2的最終硫化溫度達(dá)到320 ℃，恒溫6 h，而實(shí)際情況無(wú)法滿足硫化要求，硫化期間實(shí)際溫度控制曲線見(jiàn)圖3。

圖3 催化劑硫化溫度曲線

催化劑硫化共計(jì)用時(shí)24 h。由于新增一臺(tái)串聯(lián)反應(yīng)器，催化劑藏量增加，自開(kāi)始注入硫化劑到硫化氫穿透反應(yīng)器用時(shí)7 h；本裝置原反應(yīng)器設(shè)計(jì)操作溫度僅為287 ℃，無(wú)法滿足320 ℃的硫化最終溫度，實(shí)際硫化過(guò)程中，硫化最終恒溫溫度為285 ℃。

2.3 切換原料、穩(wěn)定產(chǎn)品

2015年8月15日按照要求逐步引入罐區(qū)噴氣燃料原料，產(chǎn)品質(zhì)量略有波動(dòng)，至8月17日12：00，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定，腐蝕合格。

3 裝置標(biāo)定

3.1 原料、主要操作參數(shù)、產(chǎn)品情況

裝置開(kāi)工正常后，逐步提高操作負(fù)荷，標(biāo)定期間加工量達(dá)到最大負(fù)荷，反應(yīng)進(jìn)料量141 t/h，表7～表9分別為標(biāo)定期間噴氣燃料加氫裝置原料性質(zhì)、主要操作參數(shù)及產(chǎn)品性質(zhì)。

表7 噴氣燃料加氫裝置原料性質(zhì)

表8 噴氣燃料加氫裝置主要操作參數(shù)

從表7和表8可以看出，噴氣燃料加氫原料油中的硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)達(dá)到0.249%，高于設(shè)計(jì)值，但原料油的硫醇硫及酸值均低于設(shè)計(jì)值。實(shí)際運(yùn)行過(guò)程中，在保證產(chǎn)品各指標(biāo)合格的情況下，RSS-2催化劑起始的平均溫度為234.0 ℃，低于設(shè)計(jì)值252 ℃。

表9 噴氣燃料加氫裝置產(chǎn)品性質(zhì)

結(jié)合表8和表9可以看出，改造后噴氣燃料加氫裝置各項(xiàng)參數(shù)控制均符合設(shè)計(jì)指標(biāo)，精制噴氣燃料產(chǎn)品質(zhì)量各指標(biāo)均符合3號(hào)噴氣燃料的國(guó)家標(biāo)準(zhǔn)，其中精制噴氣燃料煙點(diǎn)在萘系烴質(zhì)量分?jǐn)?shù)不超過(guò)3%的情況下保持在23.0 mm，實(shí)際生產(chǎn)中基本維持在22～23 mm之間，屬于卡邊操作。

3.2 物料平衡及能耗

標(biāo)定期間裝置運(yùn)行平穩(wěn)，上游原料性質(zhì)穩(wěn)定，表10和表11分別為標(biāo)定期間噴氣燃料加氫裝置的物料平衡和能耗數(shù)據(jù)。從表10可以看出，噴氣燃料加氫裝置設(shè)計(jì)總體粗氫耗為2.21%(w)，實(shí)際粗氫耗為1.4%(w)。結(jié)合表7噴氣燃料加氫裝置原料性質(zhì)，實(shí)際加工的油品性質(zhì)優(yōu)于設(shè)計(jì)值，氫耗水平低于設(shè)計(jì)值。從表11可以看出，噴氣燃料加氫裝置實(shí)際能耗僅為140.030 MJt，低于設(shè)計(jì)值。

表10 噴氣燃料加氫裝置物料平衡

1) 粗氫氣為裝置補(bǔ)充氫氣總量，本裝置補(bǔ)充氫為重整氫氣，氫氣質(zhì)量分?jǐn)?shù)為91%。

表11 噴氣燃料加氫裝置能耗

本裝置采取熱直供料形式，常減壓蒸餾裝置常一線油經(jīng)換熱網(wǎng)絡(luò)后，不經(jīng)過(guò)空氣冷卻器，以90 ℃的溫度進(jìn)入噴氣燃料加氫裝置，以此保證較高的原料油換熱前溫度；裝置補(bǔ)充氫由柴油加氫新氫壓縮機(jī)一級(jí)出口提供，實(shí)際生產(chǎn)中這部分氫氣不經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)級(jí)間水冷卻器，以108 ℃的溫度與原料油混合；改造期間更換了反應(yīng)產(chǎn)物與混氫原料的換熱器，換熱面積增加30%，提高了原料換熱后進(jìn)入反應(yīng)進(jìn)料加熱爐的溫度；噴氣燃料原料的硫醇硫含量和酸值均低于設(shè)計(jì)值，反應(yīng)所需的溫度較低，以上3項(xiàng)措施均大幅降低了反應(yīng)進(jìn)料加熱爐的燃料消耗。

分餾系統(tǒng)的分餾塔進(jìn)料經(jīng)與分餾塔塔底產(chǎn)品換熱后進(jìn)入分餾塔，分餾塔塔底油與分餾塔進(jìn)料換熱器在改造中更換2臺(tái)(共4臺(tái))，換熱面積增加15%。另外，在實(shí)際操作控制中，該換熱器管程副線控制閥基本處于全關(guān)狀態(tài)，使得分餾塔進(jìn)料溫度盡量高，分餾塔塔底重沸器對(duì)熱源需求量減少，降低了裝置熱輸入能耗。

4 改造效果評(píng)價(jià)

4.1 催化劑效果評(píng)價(jià)

由標(biāo)定期間各項(xiàng)參數(shù)可以看出，在較低的反應(yīng)溫度下，RSS-2催化劑可以滿足生產(chǎn)3號(hào)噴氣燃料的要求。表12為催化劑的脫酸和脫硫效果。從表12可以看出，RSS-2催化劑在實(shí)際運(yùn)行中，在脫硫率僅為27.4%(低于設(shè)計(jì)值69.5%)的情況下，脫酸率達(dá)到93.3%，脫硫醇率達(dá)到91.4%，均高于設(shè)計(jì)值。采用由RSS-1升級(jí)而來(lái)的RSS-2催化劑的噴氣燃料臨氫脫硫醇技術(shù)秉承了RHSS技術(shù)具有的高脫硫醇性能，并兼有脫酸及一定的脫硫功能。

表12 催化劑脫硫效果

在RSS-2催化劑硫化期間，受氫氣一次通過(guò)流程影響，限制氫氣中硫化氫體積分?jǐn)?shù)不高于10 000 μL/L；受原反應(yīng)設(shè)計(jì)操作溫度影響，硫化最終溫度僅為285 ℃，低于要求的320 ℃，這可能是造成催化劑總硫脫除率較低的因素之一。

4.2 加熱爐改造效果評(píng)價(jià)

表13為改造后的進(jìn)料加熱爐工藝參數(shù)。改造后的加熱爐設(shè)計(jì)負(fù)荷達(dá)到5 800 kW，從表13可以看出，改造后的加熱爐能夠滿足處理量1.0 Mt/a的各項(xiàng)要求。加熱爐爐管內(nèi)加熱介質(zhì)為油氣、水、硫化氫，為保證在操作過(guò)程中管內(nèi)介質(zhì)處于適宜的流動(dòng)形態(tài)，管內(nèi)介質(zhì)流速約為1 000 kg/(m2·s)，兩路爐管溫差低于1.5 ℃，爐管內(nèi)部流量分布均勻。

表13 噴氣燃料加氫反應(yīng)進(jìn)料加熱爐工藝參數(shù)

5 運(yùn)行過(guò)程中出現(xiàn)的問(wèn)題分析

5.1 開(kāi)工初期產(chǎn)品質(zhì)量波動(dòng)

2015年8月15日切換原料后，根據(jù)上周期的操作經(jīng)驗(yàn)，對(duì)分餾塔進(jìn)行如下控制：塔頂溫度132 ℃，塔頂冷回流量3.5 t/h，塔頂壓力0.120 MPa，塔底溫度225 ℃。連續(xù)5 h測(cè)定精制噴氣燃料產(chǎn)品銅片腐蝕，均達(dá)到1級(jí)。但在之后的2天時(shí)間內(nèi)，噴氣燃料產(chǎn)品銅片腐蝕連續(xù)出現(xiàn)2級(jí)，產(chǎn)品不合格，分餾塔各項(xiàng)參數(shù)也有較大波動(dòng)，無(wú)法穩(wěn)定運(yùn)行。對(duì)分餾塔各參數(shù)控制指標(biāo)進(jìn)行調(diào)整：塔頂溫度控制在132 ℃，塔頂冷回流量控制在不小于8 t/h，塔頂壓力控制在0.165 MPa，塔底溫度控制在238 ℃，具體見(jiàn)表14。參數(shù)調(diào)整后，精制噴氣燃料銅片腐蝕穩(wěn)定合格，分餾塔運(yùn)行穩(wěn)定。

表14 分餾塔操作參數(shù)調(diào)整對(duì)比

本次改造對(duì)分餾塔進(jìn)行整體更換，新分餾塔上部塔內(nèi)直徑為1 600 mm，下部塔內(nèi)直徑為2 800 mm，分別比原分餾塔增加了600 mm和800 mm。從表14可以看出：在分餾塔進(jìn)料溫度和塔底溫度控制方面，上周期的控制指標(biāo)分別比本周期低10 ℃ 和13 ℃，塔頂冷回流量減少6.0 t/h，進(jìn)料溫度和塔底溫度控制較低，使得進(jìn)料在分餾塔內(nèi)一次閃蒸的氣相量以及塔底重沸器提供的氣相量不足；分餾塔塔頂冷回流量較少，造成分餾塔內(nèi)塔盤上液相量也相對(duì)較少，分餾塔內(nèi)部氣液兩相熱交換效率下降，降低了塔盤的分離效果，在某些塔盤上甚至可能存在漏液，硫化氫無(wú)法被徹底分離，導(dǎo)致噴氣燃料產(chǎn)品腐蝕不合格。

5.2 開(kāi)工初期原料過(guò)濾器沖洗頻繁

改造后噴氣燃料加氫裝置原料過(guò)濾器更換為自動(dòng)反沖洗過(guò)濾器，反沖洗壓力為0.4 MPa。檢修開(kāi)工后，由于在本次改造中對(duì)常減壓蒸餾裝置常壓塔進(jìn)行上部整體更換并對(duì)常一線油換熱流程進(jìn)行改造，常一線系統(tǒng)內(nèi)部存在較多雜質(zhì)，使常一線油直供原料攜帶有黑色物質(zhì)，偶爾會(huì)有少量的鐵銹進(jìn)入噴氣燃料加氫裝置。這些黑色物質(zhì)的金屬組成(w)為：鐵50%，氯5%，鉻4%，硫5%，鎳3%；碳?xì)涞M成(w)為：碳11%，氫2%，氮2%；存在一定黏性，類似膠質(zhì)瀝青質(zhì)等重油組分，碳?xì)滟|(zhì)量比為5.5，表征為支鏈烷烴(俗稱蠟)，接近正癸烷～正構(gòu)十六烷的碳?xì)滟|(zhì)量比(5.45～5.64)。噴氣燃料加氫裝置原料中存在黑色物質(zhì)的主要原因是：改造后的常壓塔操作不穩(wěn)定，時(shí)常發(fā)生沖塔現(xiàn)象，部分重組分進(jìn)入常一線系統(tǒng)。隨著噴氣燃料加氫裝置反應(yīng)油附著在原料過(guò)濾器濾芯表面，反沖洗困難，短時(shí)間內(nèi)迅速積累，造成過(guò)濾器差壓高，沖洗頻繁。由于過(guò)濾器為25 μm的過(guò)濾精度，反應(yīng)壓降并未出現(xiàn)明顯上漲。

開(kāi)工6個(gè)月后，隨著常壓塔的操作逐漸穩(wěn)定，對(duì)常一線系統(tǒng)的設(shè)備，如換熱器和機(jī)泵進(jìn)行吹掃清洗后，噴氣燃料加氫裝置原料反沖洗過(guò)濾器運(yùn)行工況逐步好轉(zhuǎn)。

5.3 反應(yīng)產(chǎn)物空氣冷卻器A-101冷卻負(fù)荷不足

本次改造對(duì)反應(yīng)產(chǎn)物與混氫原料的換熱器進(jìn)行了整體更換，換熱面積增加30%，經(jīng)核算A-101負(fù)荷可以滿足生產(chǎn)要求。裝置開(kāi)工后，隨著反應(yīng)產(chǎn)物與混氫原料換熱器E-101換熱效率以較快速率下降[4]。裝置運(yùn)行6個(gè)月后，A-101入口溫度由開(kāi)工初期的110 ℃提高至134 ℃，原料油換熱后溫度由210 ℃降至190 ℃，冷后溫度在室外氣溫10 ℃情況下高達(dá)57 ℃，圖4為噴氣燃料加氫裝置E-101換熱系數(shù)和A-101入口溫度的變化趨勢(shì)。

圖4 E-101換熱系數(shù)和A-101入口溫度變化趨勢(shì) —E-101換熱系數(shù); —A-101入口溫度; —E-101換熱系數(shù)線性值

針對(duì)反應(yīng)產(chǎn)物冷后溫度較高的情況，裝置內(nèi)采取水沖洗A-101外翅片的措施以提高空氣冷卻效率；裝置外則盡量降低外來(lái)常一線原料溫度，以降低空氣冷卻器入口溫度。

6 結(jié) 論

某公司噴氣燃料加氫裝置采用石科院噴氣燃料臨氫脫硫醇技術(shù)(RHSS)，通過(guò)增加一臺(tái)反應(yīng)器，更換RSS-2催化劑，控制反應(yīng)溫度234.0 ℃、反應(yīng)壓力2.4 MPa、催化劑空速4.4 h-1，可生產(chǎn)出滿足3號(hào)噴氣燃料的產(chǎn)品，滿足裝置1.0 Mta擴(kuò)能改造需求。

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REVAMPING OF 0.6 Mt/a JET FUEL HYDROGENATION UNIT AND RUNNING ANALYSIS

Li Zhi， Sun Mingli， Dai Tianlin

(SINOPECQingdaoRefining&ChemicalCompanyCo.Ltd.，Qingdao，Shandong266500)

Revamping of 0.6 Mt/a jet fuel hydrotreating unit was conducted to enlarge the capacity by adding a new reactor， using a high effective RSS-2 catalyst， and enhancing heater loading. After revamping and using the catalyst developed by SINOPEC Research Institute of Petroleum Processing for RHSS technology， the unit can produces 3#jet fuel at lower reaction temperature.

jet fuel； hydrotreating； capacity expansion； 3#jet fuel

2016-03-07； 修改稿收到日期： 2016-05-25。

李治，工學(xué)學(xué)士，助理工程師，主要從事加氫生產(chǎn)技術(shù)管理工作。

李治，E-mail：271770809@qq.com。