应用工艺优化,提高催化装置运行水平课件

1、应用工艺优化，提高催化装置运行水平李金宝、尤兴华、旷军虎（玉门油田公司炼油化工总厂，玉门 735200）摘要：对生产运行现状进行分析，找出制约装置经济技术水平提高的“瓶颈”因素，制定优化的具体措施，及多渠道优化原料性质，优化催化剂（助剂）加入量和加入方式来解决催化剂单耗高的问题；加强原材料、动力、设备等资源的日常细化管理工作，减少浪费、维修成本，降低装置综合能耗；通过停用汽油回炼，优化操作参数等系列工艺攻关措施，提高总液收率。以及对生产操作实行动态监控，找出优化操作的关键点，制定出优化的操作规程。通过这些持续不断的操作调整和各环节的优化运行，形成先进的优化工艺操作规程，在装置中推广应用。.关键

2、字：工艺、优化、提高、水平Abstract: By analysisi on the unit operation, we found out bottleneck to restricting promotion on the economy and technology level and enact the specific measures in optimizing operation.such as: multi-channel optimize material properties, optimize catalyst (assistant) addition amount a

3、nd way to solve the problem of high catalyst consumption;Strengthen daily fine management work on the raw materials, power, and equipment resources ,reduce the waste and maintenance costs, reduce unit comprehensive energy consumption; increase the total liquid yield through the discontinuation to ga

4、soline back reaction and optimizing the operation parameters,seek the key point and optimize the operation procedure by a dynamic monitoring of production operation, etc. Through these continuous operation adjusting and optimizing operation, we enacted advanced and optimal technology operation proce

5、dure, applied in the process units .Key words: technology, optimize and improve, level一、前言随着催化裂化装置所加工的原料油性质进一步重质化和劣质化，原料油的可裂解性变差，金属污染日益增加，同时，由于环境保护的要求，对成品油的质量要求也逐步提高，给催化裂化装置提出了更严格的要求。如何应对当前装置中存在的原油可炼性差、成品油质量要求又不断提高的矛盾，如何降低加工成本，提高成品油利润空间，都给生产管理者提出了如何通过细化、优化管理来提高经济效益的新课题。玉门油田分公司炼油化工总厂催是由北京设计院设计的一套蜡油催化

6、装置,于1994年11月建成投产，设计年加工量50万吨，装置设计时主要采用了常规提升管反应器以及单段高效再生工艺； 2000年为优化全厂重油加工，装置进行了掺渣改造（20%），增设了外取热器，并对能量回收机组（增加了主风机的供风量）也相应进行了改造；2002年装置根据需求，对提升管进行了MGD改造，改造后的装置渣油掺炼比达到了30%，轻收也有较大程度的提高，取得了明显的效果。随着我厂原油的结构调整，重油平衡问题显得日益突出，为实现重油加工的最大效益化和规模化，我厂于2004年委托北京设计院对50万吨/年重催进行了全面扩能改造，装置改造时较多的采用了国内先进的生产工艺及设备，其中两段提升管与VQ

7、S组合工艺，属于国内首家应用，代表了重油催化技术发展的先进水平。改造后装置的规模为80万吨/年，掺炼50%减压渣油。虽然装置主要经济技术水平（如处理量、轻油收率、综合能耗、产品质量等）已完全达到并优于设计值，但仍存在加工成本高、收益低等诸多因素，所以我们必需进行生产工艺优化管理，提高装置的平稳率和经济运行水平。二、装置存在的问题分析80万吨/年重油催化裂化装置自2005年1月开工以来，虽然通过不断的技术更新和技术改造，工艺技术水平不断提高，但受制于原料性质、工艺条件等方面的影响，主要经济技术指标与国内先进装置相比仍存在较大差距（见下表）。项目国际中石化中石油玉门一般先进平均先进平均先进2007

8、年2008年15月装置规模104t/a1996001123001203508080掺渣比43.28036.910036.3736.35总转化率68.4373.3967.2773.9663.6961.53干气4.324.034.123.555.086.61焦炭7.385.527.665.259.469.53加工损失0.30.400.400.440.30.410.40能耗kg.EO/t5259.1942.1163.9743.2186.6074.59催化剂单耗kg/t0.331.020.691.090.883.693.50长周期运行453333说明镇海大连 根据上表对比数据，目前我装置的主要差距有：

9、（1）焦炭和干气产率高，总液收低。2008年15月干气产率比中石油平均水平高2.49、比先进指标高3.06，焦炭产率比中石油平均水平高1.87、比先进指标高4.32，相应总液收低47个单位；（2）能耗高。2007年装置能耗高达86.60kg.EO/t，相比中石油平均水平高出22.63kg.EO/t、比先进水平高出43.39kg.EO/t；（3）催化剂单耗高。近两年装置催化剂单耗一直在3.5kg/t以上，比中石油1.09kg/t的平均值高了2.41kg/t，比国际先进指标高出了3.17kg/t。针对这种情况，在厂部的领导下成立了“催化装置优化运行攻关小组”，旨在通过持续不断的操作调整和操作优化，

10、采取多渠道优化原料性质、停用汽油回炼、优化催化剂（助剂）加入量和加入方式、优化操作参数等系列攻关措施，能较好的解决制约装置经济技术水平提高的“瓶颈”因素，探索出最佳的工艺路线和操作条件，有效发挥资源优势，进一步优化装置运行，逐步提高装置运行水平。使装置的原料性质显著好转、开炼环境大幅改观，装置运行水平明显提高。2.1装置存在的问题分析2.1.1催化剂消耗情况从平衡催化剂分析数据来看，Ni（40006000ppm）、V（70008200ppm）含量偏高，而且催化剂消耗一直居高不下，催化剂活性也只能维持在5062左右，严重制约了装置经济和生产技术水平的提高。项目2004年2005年2006年200

11、7年2008年单耗kg/t2.184.213.373.693.50活性56.3954.558.55856.36比表面m2/g70.7867.727385.380.25V ppm74966698538359656545.6Ni ppm65823674431854935285Na ppm46793602236015521459Fe ppm36293927472539623059Ca ppm20753195289614971004总金属ppm2512324066198001856817365 从上表可以看出，在装置改造前后催化剂消耗有着明显的变化，并随着原料性质的逐年改善，催化剂上的总金属含量也逐渐

12、降低。改造后装置催化剂消耗都比较大（3.374.21kg/t）、重金属含量高（1736524066ppm）、比表面低（67.7285.3m2/g）、活性低（54.558.5）。催化剂消耗高的原因经过多方求证和分析，认为主要原因有：（1）重催装置剂耗高的直接原因是催化剂活性下降快。（2）催化剂失活快的原因是活性分子筛遭到严重破坏（通过XRD物相图和电镜照片也证明了这点）。（3）活性分子筛破坏的原因是高温、过量水汽、重金属和催化剂局部过热。（4）两段提升管工艺的大剂油比操作促使催化剂再生频繁和蒸汽用量大加快催化剂的失活。2.1.2能耗构成情况从近几年催化装置能耗构成情况可以看出，烧焦、蒸汽、电能耗

13、占装置综合能耗的99%以上，因此将这三种能耗控制好，必将能够使装置的能耗水平上一个新台阶。项目2005年2006年2007年2008年15UOP新IFP新总能耗kg.EO/t82.77101.3382.3274.5941.6245.24能耗构成kg.EO/t循环水2.1353.0722.422.340.611.85软化水0.230.230.200.260.8211.0生水0.00360.00540.010.0160.100.18烧焦102.42101.2594.4895.2694.81101.47蒸汽-33.44-18.46-17.18-26.6-58.69-68.15电11.421615.0

14、24811.7710.770.9333.49外输热-9.38-9.38为分析装置节能潜力，利用2008年5月数据对装置基准能耗进行了计算，装置基准能耗为2443.98MJ/t（58.19kg.EO/t），标定计算能耗为3058.04MJ/t（72.81kg.EO/t），差距十分明显。项目类别计算基准能耗标定核算能耗差值1反应热EB2535.78417.51118.272再生排烟能耗EB387.9883.374.613工艺排弃热能耗EB4599.73802.56202.834主风机能耗EB518.18155.91137.735气压机能耗EB6234.10299.9965.896蒸汽能耗EB745

15、2.76546.0193.257泵及其它用电能耗EB883.7381.81.938散热能耗EB9270.13345.5275.399冷却能耗EB10117.63281.41163.7810压缩空气及其它能耗EB1143.9643.960.0011合计2443.983058.04614.06（1）再生器排烟能耗EB3 由于锅炉运行工况较好，排烟温度低（130），使能耗降低5MJ/t。（2）工艺排弃热能耗EB4 由于大部分低温热未回收利用，使装置增加能耗约200MJ/t。（3）主风机能耗EB5 耗风指标高，增加能耗100MJ/t； 电机带负荷增加能耗40MJ/t。（4）气压机能耗EB6 分馏塔顶至

16、气压机入口压降大，增加能耗30MJ/t； 负荷低增加部分能耗； 运转效率低增加部分能耗。（5）蒸汽能耗EB7 反再分馏系统多消耗蒸汽，增加能耗100MJ/t。（6）泵能耗EB8 与基准能耗基本持平，说明泵节能工作较好。（7）散热能耗EB9 管线和换热设备保温差，导致散热能耗比基准能耗高了75.39MJ/t。（8）冷却能耗EB10 基准能耗以水冷计，由于本装置采用了大量空冷，能耗应低于基准能耗，但由于高于100的冷却负荷大（油浆、中段补封油），使冷却水能耗远高于基准能耗。 从上面的分析可以看出，主风机、气压机、工艺排弃热、散热损失及蒸汽能耗是造成装置能耗较高的主要原因，因此通过优化操作、加强保温

17、、实施技术改造回收低温热是装置节能的根本出路。2.2攻关任务 根据以上分析，并结合装置现状和生产实际情况，为全面改观装置生产经营情况，攻关小组确定如下攻关目标：（1）催化装置安全平稳运行，技术指标逐步改进，各种消耗逐步降低，实现装置全面达标。（2）优化原料组成和操作条件，优选催化剂来降低催化剂消耗，目标使催化剂消耗降低到2.0kg/t以下的目标，活性保持65%以上。（3）提高装置运行水平，力争液收达到82以上。（4）延长装置开炼周期，提高防结焦的运行和管理水平，达到高效运行。（5） 降低装置能耗，使装置能耗降低到65kg.EO/t以下。三、优化运行措施和操作条件的优化3.1优化的主要措施（1）

18、多渠道优化装置进料性质。一方面优化进厂原油结构，多加工裂化性能较好的吐哈和哈国原油，使哈国和吐哈原油的加工比例一直保持在65以上的高位；另一方面降低掺渣比，使装置掺渣比由原料的40%左右降低到20左右，极大的改善了装置进料性质；第三是将酮苯蜡下油、减二线馏分等优质裂化料改入催化。（2）停用汽油回炼。将12t/h的汽油回炼量停用后，汽油产量增加了6.2t/d，收率相应提高了2.95个单位。（3）优化催化剂（助剂）加入量和加入方式。催化剂采取少量多次的加入方式，使系统催化剂活性始终维持在62以上的高位。并通过添加500kg/d的丙烯助剂，液化气产率仍保持在16以上，液化气中的丙烯含量一直在40(v

19、)以上。（4）优化操作参数。一是根据昼夜温差灵活调节主风流量和再生器压力；二是根据原料性质和催化剂活性，适当调节两段提升管的反应温度来调节反应深度；三是通过优化分馏塔操作，将汽油干点由180降低到170，增加柴油收率5。3.2几个关键参数的确定3.2.1最佳催化剂活性确定 为确定活性对产品分布的影响，对攻关活动以来活性和产品分布的关系进行了统计，其结果如下：活性从上图可以看出，随着系统平衡剂活性的变化，总液收、液态烃收率、汽油收率都呈现出特征化明显的变化趋势，其中液化气和汽油收率都随着活性的升高而增加，系统平衡剂活性由56增加到66后，液化气和汽油收率分别增加2.75%和6.58，平均每提高一

20、个活性单位液化气和汽油分别提高0.275和0.658个百分点。装置总液收在系统活性64以前都是随系统活性的升高而升高，并在活性64时总液收达到最高点86.01，随后随着活性提高总液收逐渐下降，而且总液收大幅提高阶段也是在系统活性大于60%时，此统计结果从催化裂化原理上也不难解释。在以催化剂活性为中心的生产统计中发现，在目前的情况下要获得好的产品分布和总液体收率，必须维持系统催化剂活性在63左右。3.2.2进料性质对产品分布的影响（1）原料性质对产品分布的影响为明确原料性质对产品分布的影响，分别考察了自攻关活动开展以来不同原料性质造成的产品分布的影响，其结果如下：密度kg/m3980960980

21、9409609209408.07.08.06.07.05.06.0总液收83.9684.2284.4584.73液态烃16.1716.5415.8815.39 从上表可以看出，原料密度和残炭对产品分布有这至关重要的影响，随着密度和残炭的下降，总液收上升。其中密度980 kg/m3时总液收仅83.85、密度8.0%时总液收83.96、残炭5.06.0时总液收84.73，相差0.77，而且残炭每提高一个单位总液收相应下降0.2个百分点。 在以总液收为目标的生产统计过程中发现，总液收大于86%时的原料平均密度是915.4kg/m3、残炭6.124，总液收8586%时的原料平均密度926.6kg/m3

22、、残炭6.90。因此在确保总液收85%的情况下，原料密度应不大于930kg/m3、残炭不应大于7.0。总液收86858684858384密度kg/m3915.4926.6941.9950.72残炭6.1246.906.997.09（2）进料构成对产品分布的影响催化装置的蜡油进料包括减压馏分油、酮苯蜡下油、糠醛抽余油、轻重脱油和焦化蜡油，其构成比例约为减压馏分油：酮苯蜡下油：糠醛抽余油：轻重脱油：焦化蜡油68：2：15：7：8，而占68%的减压馏分油中又有减二线、减三线、减四线、减五线和减底循环油多种馏分，其构成状况对催化装置的产品分布和产品收率有着最直接的影响（见下表）。减压馏分油构成减二、减

23、三、减五、减底循环油减二、减五、减底循环油减三、减五、减底循环油减五、减底循环油加工量，t/d2156206020441995掺渣率，21.421.2519.6520.86产品分布情况，%干气3.964.454.997.32液化气16.0316.114.4414.49汽油38.0337.4439.4841.1柴油31.8131.7830.1227.17油浆0000焦炭9.779.8410.569.57轻质油收率，%69.8469.2269.6168.27总液收，%85.8785.3284.0582.76 从上表可以看出，在有减二线馏分的情况下，催化装置的总液收始终保持在85以上，在有减三线馏分

24、的情况下催化装置的总液收仍在84以上，而只有减五线的情况下，装置总液收仅82.76，同比有减二线、减三线馏分油降低3.11个百分点。因此装置应尽多可能加工裂化性能较好的减二线和减三线馏分油。3.2.3 最佳掺渣比的确定由于总液收的大小与原料性质、催化剂状况、反应温度、压力、回炼比等因素有着直接的关系。在此统计过程中，要求平衡催化剂稳定在6263%，反应温度、压力、原料预热温度、回炼比基本不变，观察掺渣比变化情况对总液收的影响，统计结果下图所示。可以看出，在其他操作条件不变的情况下，随着掺渣比的降低，装置总液收呈明显上升趋势。统计数据发现，掺渣比每降低1个单位，相应总液收提高0.39个百分点，而

25、且在装置目前运行情况下，掺渣比高于25后总液收开始急剧下降，因此装置掺渣比应维持在2023左右，不仅能维持较好的液体产品收率，而且有利于装置热平衡。3.2.4最佳反应温度的确定统计过程中在进料性质尽量稳定的情况下，维持掺渣比、原料预热温度不变，定期补充新鲜催化剂，维持系统催化剂活性在6164%范围内。由于一提出口温度失灵，此处采用一提上部（TI-1105）温度。由下表可以看出，随着一提反应温度提高和回炼比的逐步降低，总液体收率总体呈上升趋势。日期6月3日6月16日7月4日7月22日8月12日9月6日9月27日一提反应温度478492489483512507494回炼比0.760.750.540

26、.630.360.390.42产品分布情况，%干气5.055.444.985.063.24.134.28液化气13.9116.2215.3414.1315.7918.6616.62汽油39.4441.1839.640.9543.6839.6934.91柴油28.8826.9730.3730.2227.8527.8434.46油浆0000000焦炭9.559.789.329.759.159.319.29轻质油收率，%68.3268.1469.9771.1671.5367.5369.37总液收，%82.2384.3785.3185.2987.3186.1985.99转化率，65.673.0369.

27、6369.7872.1572.1665.54分析认为：提高一提反应温度和降低回炼比都是提高原料转化率的手段，随着反应苛刻度的增加，汽油产率增加，轻柴油收率下降，轻质油收率变化不大。但一提反应温度降低后，只能通过提高二提反应温度来平衡重油转化能力，使得裂化反应加剧，从而使液态烃产率增加。焦炭产率的降低，主要是回炼油减少的结果，它掩盖了由于一提反应温度升高而引起焦炭产率的增加。可见，在目前工艺条件下回炼比对生焦量的影响比反应温度要大，因此为保持较高的液体产品收率和较低的焦炭产率，一提反应温度（TI1105）应维持在490以上，二提反应温度根据反应深度情况维持在510520之间。3.2.5压低汽油干

28、点对操作的影响为进一步拓宽柴油馏程、增加柴油收率，我们采取压低汽油干点、满负荷产出-20#柴油等措施来提高柴油收率。下表列出了在采取增产柴油措施后，分馏塔操作变化情况和产品分布变化情况。调整前调整后操作参数分馏塔顶压力，MPa0.180.18分馏塔底温度，348350345348分馏塔顶温度，112106顶循环回流量，t/h125130冷回流量，t/h3244分馏塔17层温度，236224-20#柴油抽出量，t/h34610产品分布汽油收率，%41.1537.37柴油收率，%28.4331.95总液收，%85.5185.14柴汽比0.690.85产品质量汽油干点，175182164170柴油干

29、点，360365360365柴油闪点，72846497汽油辛烷值（RON）91929192.5从上表可以看出，在顶循环回流由125t/h提高到130t/h、冷回流量由32t/h提高到44t/h、塔顶温度由112降低到106、17层柴油抽出温度由236降低到224后，汽油干点下降了10左右，汽油干点小于170；柴油收率提高了3.52个百分点，达到了31.95%；柴汽比提高了0.16个单位，达到了0.85；总液收下降了0.37%。而且由于冷回量和顶循环量的增大，柴油抽出温度明显降低，20#柴油和顶循带水量明显增加（由1/5的带水量增加到了1/2的带水量），由于顶循大量带水极易造成分馏塔顶结盐，因此

30、也给装置安全生产带来一定影响。3.2.6 C4回炼效果评价 装置分别在5月23日和9月5进行了两次C4回炼试验，两次回炼都是采取MTBE剩余C4进二提做预提升气、回炼量在6t/h，其它操作参数和操作条件基本不变，主要效果评价如下：（1）C4回炼后催化原料平均加工量上升34.92吨；平均汽油产量同比上升88.92吨，产率上升3.59（相对与催化原料）；催化柴油同比降低19.25吨，相对与催化原料产率降低1.41；液化气（进气站）产量降低76.42吨，产率降低3.42；丙烯产量增加12.6吨，增加收率0.51；MTBE降低6.8吨，产率降低0.34；干气产量上升9吨，产率上升0.38。相对催化原料

31、的综合收率降低0.69个单位。（2）C4回炼有明显的增产丙烯的能力，同比可增加丙烯产量13t/d左右，相对催化原料丙烯产率增加0.6以上。（3）C4回炼有利于改善反应系统工况，提高重油转化能力，在二提进料时可提高剂油比0.27个单位。3.2.7最佳丙烯助剂加入量的确定丙烯助剂自2006年3月1日使用以来，在增产丙烯方面取得了卓越的成效，并且装置优化运行攻关后，随着系统活性的改善和运行环境的优化，增产丙烯助剂效果得到了进一步的发挥，在停用汽油回炼的情况下丙烯产率（相对催化原料）仍达到了5.2以上。下表列出了在汽油回炼停用后不同丙烯助剂加入比例时丙烯产率情况。助剂/新剂从上表可以看出，随着丙烯助剂

32、占系统藏量的增多，丙烯产率相应增加，当丙烯助剂占系统藏量由4.8%提高到14.3时，丙烯产率相应从4.5提高到5.31%（相对催化原料），而且在丙烯助剂占系统藏量超过10%后丙烯产率增幅最大，因此丙烯助剂的加入量应根据系统活性情况保持在10%以上，才能达到最好的增产丙烯左右。3.2.8烟气能量回收优化计算 根据烟机运行条件（下表），利用能量回收计算公式N=MgCpg（T2-T1）（式1）和烟机膨胀功计算公式N=P1V1K/（K-1）1-（P2/P1）K-1/K（式2），计算出烟机回收功率为10668.294kw、烟机效率90.2、烟机热效率为31。从中可以得出，烟机效率达到了84.2%，每天可

33、节约用电25104kw.h，烟机运行效果比较理想。但烟机相对于烟气进口的热效率只有31%，因此对于烟机能量回收系统而言仍有潜力可挖。名称数值烟机进口温度 T2675烟机出口温度 T1470烟机进口压力Mpa P20.24烟机出口压力Mpa P10.011烟气进口流量Kg/s Mg42烟气平均分子量 M 29烟气绝热指数KJ/kg. K1.17烟气比热KJ/kg. Cpg1.33从运行参数来看，烟气进口压力较设计值相差30Kpa，还没有达到0.27Mpa的设计水平，而从式1以及式2可以看出，烟气进口的压力以及温度对烟机回收功率的影响极大。（1）再生烟气压力对动力回收的影响从上图可以看出：烟机入口

34、温度不变，烟机入口压力由0.24Mpa提高到0.30，则烟机动力回收量从6.5MW增加到8.2WM，增加26.2%，可见烟机入口压力的高与低对动力回收影响极大；装置改造后由于再生器藏量增加，使系统静压差提高，主风机出口阻力增大，因主风机出口压力受喘震曲线的影响，为保证主风机的正常运行，只有降低再生器压力至0.27Mpa操作，来保证主风机工作点（喘震点）在安全区内，因此造成烟机入口压力较设计值低30Kpa，从而影响了烟机效率的进一步提高。（2）再生烟气入口温度对动力回收的影响从上图可以看出：在烟机进口压力一定的情况下，烟机入口温度从580提高到670，则烟气的动力回收从5MW增加到6.5MW，增

35、加30%，可见烟气进口温度对烟机的回收能量也起着重要作用。因此烟机系统的改进措施如下：对主风机喘震曲线进行修改，使之不受防喘震曲线的限制而不能提压的弊端。提高烟机入口压力至0.27Mpa。在实际生产中，烟机入口温度受烟机材质以及技术的限制，一般要求不超过690，但如果采用涂覆技术以及叶片内冷却技术，可将烟机入口温度提高到1100以上。四、装置生产工艺优化管理产生的效果（一）装置进料性质明显改善项目混合原料蜡油渣油密度kg/m3残炭密度kg/m3残炭密度kg/m3残炭9月（掺渣25.14%）936.755.38902.850.78996.3716.028月（掺渣20.78%）928.025.55

36、905.781.15999.7615.847月（掺渣19.77%）938.306.16904.321.32990.9715.006月（掺渣24.86%）942.867.11911.561.381003.0416.52 15月（掺渣36.35%）945.611.18912.91.371000.219.78从化验分析数据上看，随着进厂原油结构的优化和掺渣比的降低，原料性质明显改善，蜡油、渣油和混合原料的密度和残炭都有不同程度的降低，其中混合原料密度由15月份的平均945.6 Kg/m3下降到9月份的936.75Kg/m3，下降了8.85个单位；残碳由11.18下降到了5.38，下降了5.8个单位。

37、 （二）装置总液收增加，产品分布理想序号物料名称15月攻关后6月7月8月9月攻关累计w%w%w%w%w%w%进 料1混合蜡油63.6575.1980.2879.2274.8677.392减压渣油36.3524.8119.7220.7825.1422.61出 料1汽油28.7938.9640.3140.8239.0139.782轻柴油33.4927.928.6928.8528.528.483液化气16.216.1415.8415.5416.7716.074干气6.65.155.014.855.85.255焦炭9.5311.459.759.359.5210.026油浆4.99000.19007损失

38、0.40.40.40.40.40.4合计1001001001001001008轻质油收率62.2866.866969.6767.5168.269液体产品收率78.488384.8485.2184.2884.3310转化率66.5172.171.3171.1571.571.52生产工艺优化管理后，原料性质得以改善，装置的产品分布趋于理想。69月分平均掺炼减压渣油22.61%，装置的总液收高达84.33%，比优化管理前高出5.85个百分点，其中平均轻质油收率为68.26%高于优化管理前5.98个百分点、干气产率降低1.35个百分点，单月（8月）最高液收85.21，最高转化率为72.1，完全实现了生

39、产工艺优化管理的任务和目标。（三）催化剂消耗明显下降通过生产工艺优化管理，装置催化剂单耗逐月下降。生产工艺优化管理前装置累计催化剂单耗为3.47Kg/t, 工艺优化管理后催化剂累计单耗1.53Kg/t，相对降低了1.94 Kg/t。同时催化剂的平均活性由56.71%提高到了62.95%，提高了6.24个单位左右，比表面提高了22.5个单位，总金属含量下降了2933ppm，催化剂性质的大幅改善。月份单耗kg/t平衡剂性质活性比表面m2/gNi ppmV ppm总金属含量ppm15月3.4756.718249735379185526月1.9466.369845484295154237月1.3561

40、.4610644304088155538月1.4061.7310545274300159009月1.4262.251094698405015600攻关后平均1.5362.95104.54550418315619（四）装置产品质量提高项目优化前15月优化后69月液态烃中丙烯含量v%38.4540.17油浆密度kg/m3999.51041.36汽油辛烷值RON90.6892.29汽油烯烃含量53.651.6汽油诱导期min267289柴油密度kg/m3879.5898.6柴油十六烷值30.1828.4随着装置生产工艺优化管理的深入，产品质量明显改观，其中液态烃中丙烯含量由38.45v上升到了40.17v%、汽油烯烃含量由53.6下降到了51.6、汽油诱导期由267min上升到了289min。此外，在优化管理后油浆密度从0.9995g/cm3上升到0.104136g/cm3，柴油密度从0.8795g/cm3上升到0.8986g/cm3，说明二者饱和烃含量降低，芳烃含量上升。因此也足以说明生产工艺优化管理后重