催化重整再生系统
催化重整装置生产原理及工艺流程
nC3H8 + iC4H10 CH3—CH2—CH2—CH—CH3 CH3
+ H2
H
C
CH3
CH3
+
H2
+ C3H8
加氢裂化反应不能获得芳烃，同时裂化反应生成裂化气，又影响汽油收率， 所以工业生产中，不希望发生加氢裂化反应，避免脱戊烷油收率下降。 这类反应是不可逆的放热反应。加氢是个强放热反应，裂化是个弱吸 热反应，异构化的热效应很小，综合起来是放热反应。
强烈吸热，一般为2.1～2.4兆焦／公斤，反应时体积增大。 五元环烷烃异构化脱氢反应 这类反应首先是烃的异构，生成六元环烷烃，再脱氢生成芳烃(在一 定的工艺条件下，依赖重整催化剂进行反应)。 如甲基环戊烷异构生成环己烷再脱氢生成苯
C
+ 3H2 二甲基环戊烷异构生成甲基环已烷再脱氢生成甲苯
C C C
炼油厂催化重整车间
2008年2月20日
催化重整装置简述
大庆石化公司炼油厂催化重整车间是我国第一套催化重整装
置，是新中国炼油行业中的“五朵金花”之一，有着光荣的历史
传统。本装置为催化重整—抽提联合装置，于1965年12月份试车 投产，由原石油工业部北京设计院负责设计。 2002年7月8日～
10月1日改造后，以初顶石脑油、加氢裂化重石脑油为原料。设
预处理部分
预分馏塔系统
预加氢系统
蒸发脱水塔系统
初顶直馏石脑油自罐区(输转87单元47罐区54＃、55＃、56＃ 罐)来，经预分馏进料泵（泵-101、102）升压后进入预分馏进料换 热器（换-102）加热，然后进入预分馏塔（塔-101），塔顶分出不 适宜重整进料的轻馏分，塔底馏出物去预加氢。塔顶馏出物经空冷103和冷凝器换-103冷凝冷却成液体，其中一部分作为塔顶回流，一 部分作为轻汽油送出装置。回流罐内的不凝气靠自压去原油稳定的 轻烃分离装置，或作为燃料瓦斯去低压瓦斯管网。塔底馏出物经加 氢进料泵（泵-201、202）送出，与来自氢气循环压缩机（机-201、 202、203）出口的氢气混合，经过预加氢换热器（换-201）换热、 预加氢炉（炉-204）加热，然后进入预加氢脱砷反应器（反201/1）、预加氢反应器（反-201），在脱砷剂(RAS－3)、预加氢催 化剂(DZ-1)的作用下脱除原料油中的As、Pb、Hg、Cu、N、S、H2O等 有害杂质，并使烯烃达到饱和，反应后的产物经换热、冷却与来自 界区外的(加氢装置57#罐区)加氢裂化重石脑油汇合，进入预加氢油 气分离罐（容-201/1），分离出的氢气经脱氯后送去二加氢车间， 液相作为重整原料靠自压经换热去脱水系统。
催化重整
（二）异构化反应
n-C7H16
CH3
i-C7H16
CH3
CH3
CH3 CH3
（三）加氢裂化反应
n-C7H16
CH3
H2
H2 CH3
n-C3H8
CH2 CH2
i-C4H10
CH CH3 CH3
CH CH3
CH3
H2
C3H8
（四）缩合生焦反应
在重整条件下，烃类还可以发生叠合和缩合等分 子增大的反应，最终缩合成焦炭，覆盖在催化剂 表面，使其失活。因此，这类反应必须加以控制.
• （2）抑制金属聚集 • 在高温下，催化剂载体表面上的金属粒子聚集很快，金属粒子变大，表 面积减少，以致催化剂活性减小。所以对提高反应温度必须十分慎重。 • 再生时高温烧炭也加速金属粒子的聚集，一定要很好地控制烧炭温度， 并且要防止硫酸盐的污染。 • 烧炭时注入一定量的氯化物会使金属稳定，并有助于金属的分散 • 要选用热稳定性好的载体，如γ-Al2O3，在高温下不易发生相变，可减 少金属聚集 • （3）防止催化剂污染中毒 • 避免原料油中过量水、氧及有机氧化物的存在 • 当发现原料油中氮含量增加，首先要降低反应温度，寻找原因，加以排 除，不宜补氯和提温。 • 发现硫中毒，也是先降低反应温度，再找出硫高的原因，加以排除。 • 必须严格控制原料油中砷和其他金属（如Pb、Cu等）的含量，以防止 催化剂发生永久性中毒。
基本原理
(一). 原料预处理（预加氢）的基本原理
• 2. 脱氮反应
CH HC HC N CH CH
+
5H2
C5H12
+
NH 3
基本原理
(一). 原料预处理（预加氢）的基本原理
• 有机氮化物的脱除在加氢精制工艺条件下要 比脱硫困难得多，重整进料中氮含量的要求 与对硫含量的要求一样低于0.5ppm，氮化物 进入重整反应，将转化为NH3，与重整循环 气中氯离子结合生成氯化铵，降低了重整催 化剂的氯含量。另一方面，氯化铵易引起管 路堵塞，因此在预加氢部分应经可能将氮化 物脱除。
催化重整
预加氢：脱除原料油中对催化剂有害的杂质，使
杂质含量达到限制要求。同时使烯烃饱和以减少 催化剂的积炭，延长运转周期。
预加氢催化剂一般采用钼酸钴、钼酸镍催化剂，
也有用复合催化剂。
脱水塔进行脱水。重整原料油要求的含水量很低，
一般的汽提塔难以达到要求，故采用蒸馏脱水法。 脱水塔实质上是一个蒸馏塔。塔顶产物是水和少 量轻烃的混合物，经冷凝冷却后在分离器中油水 对原料杂质要求： S:分层，再分别引出。 0.15～0.5 μg/g As: ≤ μg/kg Pb: <10 μg/g
度不同，使芳烃和非芳烃得到分离。
2015-4-24 石油加工工程 13
重整反应产物经过抽提后得到的是苯、甲苯、二
甲苯和重芳烃的混合物，芳烃精馏的目的就是将
它们分离成单体芳烃。
目前我国芳烃精馏的工艺流程有两种类型：一种
是三塔流程，用来生产苯、甲苯、混合二甲苯和 重芳烃；另一种是五塔流程，用来生产苯、甲苯、 邻二甲苯、间对二甲苯、乙基苯和重芳烃。
2015-4-24 石油加工工程 12
以生产芳烃产品为目的时，重整反应产物 —— 脱
戊烷油中一般含芳烃 30 ％～ 60 ％，其余是非芳烃。 这一混合物中，芳烃和非芳烃的沸点相近或有共 沸现象一般用精馏的方法很难将它们分开，通常
采用液-液抽提的方法，先分出混合芳烃，然后进
行芳烃精馏。
芳烃液-液抽提的原理是根据芳烃在溶剂中的溶解
26
石油加工工程
7．烯烃的饱和反应（不是主要反应）
C7H14 + H2
8．积炭反应（不是主要反应）
C7H16
烃类的深度脱氢，生成烯烃和二烯烃，烯烃进一步聚合
FMECA——精选推荐
反应－再生系统失效模式、效应和危害度模型的建立和分析1失效模式、效应和危害度分析方法（FMECA）概述失效模式、效应和危害度分析（Fault Modes Effects and Criticality Analysis，FMECA）是可靠性工程中的重要分析方法之一，它以具有明确失效判据（或主要失效模式）的部件或分装置为基础，充分利用已有的设计，提高产品和设备固有可靠性或过程可靠性。
FMECA分析的目的在于通过对系统的全面分析，找出危害度较大的关键零部件，为设计、操作人员提供指导，达到完善产品实际，提高产品固有可靠性的目的。
目前，在国内外被公认为最行之有效的可靠性和风险性分析方法之一。
FMECA是FMEA的扩展，FMEA（Fault Modes and Effects Analysis，失效模式和效应分析）最早是美国格拉曼公司系统采用了这种方法，并使此方法具有固定的形式，用于可靠性分析，FMEA本质上是一种定性的分析方法，为了能将它使用于定量分析，又增加了危害度分析（CA）发展成为FMECA。
目前，在与宇航有关的部门中，要求必须实施FMEA；在与安全有关的交通系统中，采用FMEA的也日渐增加。
FMECA分析过程的基本出发点，不是从故障已发生开始考虑，而是分析现有设计方案，现在役设备会有哪种故障发生。
进行FMECA分析时，在设计、工艺计划（设计）的构思阶段，要反复组织如下图1的工作，作到消除设计上的缺陷，达到提高可靠性的目的[1]。
故障模式的预测：对现有的工艺流程，预测会发生什么故障，列出认为可能发生的全部故障模式。
故障模式的分级和评价：对故障模式相对地排出优先顺序，定出重点，选定重要的故障模式。
故障模式的改正措施：由专业技术人员对不希望发生的重要故障模式研究其改正措施，提出改正建议。
2 FMECA的步骤与分析格式1）准备工作FMECA要有计划、有组织地进行，实施前应有充分的准备。
包括分析对象、分析人员的确定和有关分析材料的准备。
UOP连续重整第三代再生技术的应用
UOP连续重整第三代再生技术的应用王少飞(兰州炼油化工总厂技术处,兰州730060) 摘要 根据UOP连续重整第三代再生技术在兰州炼油化工总厂的应用情况,分析了UOP连续重整第三代再生工艺的特点,它改变了以往再生器内部约翰逊网的结构,将一段还原改为两段低纯氢还原,并采用了无磨损提升阀组。
将部分工艺条件由高温临氢环境变为低温氮气环境。
这些革新降低了对设备制造材料的要求,使催化剂再生过程更加充分,且便于操作和维护。
还讨论了该再生工艺在实际生产过程中暴露出的一些问题,提出了改进意见。
在该重整工艺中,使用了石油化工科学研究院开发、石油三厂生产的PS2Ⅳ催化剂,芳烃转化率达180.6%,耐磨性好,持氯能力强。
主题词:催化重整;连续的;再生;重整催化剂;应用1 前 言1999年初,兰州炼油化工总厂600kt/a连续重整装置首次试车成功。
该装置由中石化北京设计院设计,包括预处理、重整反应、再生、氢气再接触提纯、抽提、精馏等部分。
重整反应部分采用UOP的超低压重整工艺,再生部分采用UOP近年新开发的第三代Cyclemax专利技术,芳烃抽提采用环丁砜抽提工艺。
该装置在工艺技术、工程设计、设备、催化剂等方面尽量加大国产化的深度和广度。
在设计方面,重整反应回路的基础设计首次由国内完成。
设备方面也只引进了极少量国内无法制造及专利商有特殊要求的产品。
催化剂采用由石油化工科学研究院开发、石油三厂生产的新一代PS2Ⅳ铂锡连续重整催化剂。
重整反应规模为600kt/a,催化剂再生规模为680kg/h。
UOP公司的第三代Cyclemax再生工艺克服了以往设备材料要求高,流程复杂,需专门高纯氢还原,催化剂提升系统设备多,磨损大,氢气环境操作等缺点,表现出良好的反应性能和再生性能。
2 U OP第三代Cyclem ax再生技术特点(1)再生器设计了倒梯形中心管结构。
在再生器上部高温再生区,催化剂流通面积小、速度快,减少了催化剂在高温区的停留时间,有利于延长催化剂的使用寿命。
催化重整装置节能技术(终稿)
二、节能措施
连续重整装置的工艺反应条件决定了它是耗能大户。因此，该装置的合理节能，是降低 成本的关键环节。优化原料及操作条件，采用高效塔盘、新型换热器、高效机泵等先进设 备，可以有效降低能耗。 １ ０ ８
（ 一）原料及产品优化 １ 优化原料 不同原油的重整原料组成有很大的差别，催化重整原料主要含有链烷烃和环烷烃等饱和 烃，也含有少量芳香烃。无论是生产高辛烷值汽油调合组分还是生产芳烃，催化重整反应都 是要最大限度地将链烷烃和环烷烃转化为芳烃。催化重整反应是强吸热反应，原料通过反应 器后温度会下降，要通过反应器前的加热炉补充热量来维持足够的反应温度。 适应重整操作的温度范围比较宽，反应温度是需要随时控制的主要参数，要根据原料 组成和产品辛烷值要求的不 同，确 定 不 同 的 反 应 温 度。不 同 组 成 的 原 料 进 行 重 整 反 应， 如果要求生产辛烷值相同的重整油，那么所采用的反应温度是不一样的。原料芳烃潜含 量和密度降低，都需要适当提高反应温度以维持产品辛烷值不变。在相同辛烷值的条件 下，原料油的环烷烃含量越高，要求反应温度越低；原料油的环烷烃含量越低，则要求 反应温度越高。 为了降低反应温度，减少加热炉的能耗，应尽可能采用芳烃潜含量 （ 原料中 Ｃ ６ 以上的 环烷烃全部转化为芳烃的量与原料中芳烃量之和） 高的原料，从而可以用比较缓和的重整 反应条件，生产辛烷值和芳烃含量较高、收率也较高的重整生成油。同时注意控制原料的馏 程和杂质含量，可以简化预处理的流程和操作条件，对节能有利。 ２ 控制产品辛烷值 催化重整的热量消耗不但与原料性质有关，也与目标产品的辛烷值有关。在相同原料、 反应压力和空速条件下生产不同辛烷值的产品，反应温度是不一样的。反应温度是用来控制 产品质量最主要的操作参数，提高产品辛烷值就需要提高反应温度，在 Ｒ Ｏ Ｎ为 ９ ０～ ９ ５范围 内每增加 １个单位辛烷值需要提高反应温度 ２～ ３ ℃；在 Ｒ Ｏ Ｎ为 ９ ５～ １ ０ ０范围内每增加 １个 单位辛烷值需要提高反应温度 ３～ ４ ℃。产品辛烷值越高，要求反应温度越高，能耗也就越 ０号与 ９ ７号两种汽油，它的单位能耗可相差几 大。同样加工一种原料油，生产辛烷为值为 ９ 百千焦甚至更多。 重整生成油的辛烷值对能耗有重要影响。应当根据需要及时加以调整。太低不能满足产 品的需要，太高则提高了反应的苛刻度，增加了能耗，同时还影响产品收率和催化剂寿命。 （ 二）工艺优化 １ 选择合适的氢油比 催化重整反应要求有适宜的氢油比，其大小直接影响催化剂上的积炭量及积炭速率。使 用循环氢的目的就是抑制生焦反应，保护催化剂，同时起到热载体的作用，减少反应床层内 的温降，提高反应器内的平均温度。 循环氢量决定于催化剂上允许的积炭速率，而积炭速率又与反应的苛刻度有关，因此不 同的反应苛刻度应选用不同的氢油比。在生产相同辛烷值油品时，贫原料需要较大的循环氢 量，富原料可采用较小的循环氢量。例如一套连续重整装置，在处理不同原料和生产不同辛 烷值产品时，在保持同样积炭速率的条件下可以选用不同的氢油比。氢油比的改变，对循环 氢的流量影响很大，根据不同的原料和产品要求选用不同的氢油比，可以使反应在经济合理 的条件下进行操作。 降低氢油比可以减少循环氢压缩机负荷，进而节约大量的蒸汽，因此，应通过优化原 料、保持催化剂良好的水氯平衡、充分发挥连续再生的作用，为氢油比的降低创造良好的 条件。 １ ０ ９
催化重整
（2）预分馏prefractionation
目的：根据重整装置产品要求，切割成一定馏程的 馏分作为原料。一般切除原料中小于C6的轻组分， 同时脱除原料油中的部分水分，为重整准备符合馏 分要求的原料。
例如，生产芳烃时，切除<60℃的馏分；生产高辛
烷值汽油时，切除<80℃的馏分。
（3）预加氢 prehydrogenation
3．芳烃抽提aromatics extraction
以生产芳烃产品为目的时，由于重整产物是芳烃和非芳烃的混 合物，必须设法将芳烃从混合物中分离出来。但是，混合物中 芳烃和其他烃类的沸点很接近，很难用精馏的方法分离。目前 仍然采用溶剂抽提法从重整产物中分离芳烃。 基本原理： (1)利用芳烃与非芳烃在溶剂中溶解度的差异，将两者分离; (2)然后根据芳烃与溶剂的沸点差，将芳烃从溶剂中分离出来， 从而得到纯度为99．8％以上的混合芳烃。
油进行预处理。
• 预处理包括：预脱砷、预分馏、预加氢三部分。
• 目的：将原料切割成适合重整要求的馏程范围
和脱去对催化剂有害的杂质。
（1）预脱砷pre-dearsenization 砷能使重整催化剂严重中毒失活，因此要求进入重整反 应器的原料油中砷含量不得高于1.00ppb（PPb是 partsperbillion的缩写，系表示液体浓度的一种单位符号。 一般读作1/10亿，即10^9的代表符号，是1‰ppm）。 相关数据表明，我国大庆与新疆原油(特别是常压塔顶 油)中的坤含量高，仅仅依靠常规的预加氢难于达到脱 砷要求，必须经过预脱砷。若从常压塔顶来的原料油含 砷量较低，例如<1ppb，则可不经预脱砷，只需经过预 加氢便可达到要求。 预脱砷通常设在原料油罐区。
生产芳烃
催化重整技术
2008.10
内
催化重整的地位与作用 高油价对催化重整的新挑战 催化重整技术比较 连续重整工艺 连续重整催化剂 连续重整技术选择 优化操作 使催化重整产品价值最大化
容
重整装置能耗分析及降低能耗的技术措施 通过流程改进提高效益 催化重整的技术进步 结束语
第一部分 催化重整的地位与作用
催化较
三种催化重整技术
三种重整工艺
连续重整、半再生重整、循环再生
三种重整工艺的形式
连续/半再生/循环再生：3/6/1
三种重整工艺的比较
工艺类型 装置规模 典型压力，MPa 氢油比，mol C5+产物RON C5+收率，w% 氢气产率，w% 原料适应性 生产灵活性 装置运转周期 装置能耗 总投资 半再生(S.R.) 随意 1.4∼2.1 5∼8 ∼96 基准 基准 一般 一般 基准 较低 较低 连续再生(CCR) 较大 0.35∼0.85 1.5∼2.5 97∼105 高 高 好 大 长 较高 高 循环再生 中等 1.0∼ 3∼4 ∼100 稍高 稍高 较好 较大 长 较高 高
第二部分
高油价对催化重整 提出的新挑战
应对新挑战
使重整生成油、氢气、芳烃产率最大化 使重整高附加值产品产率最大化 （BTX、氢气） 充分利用催化重整产物，实现价值最大化
应对新挑战
进一步提高催化剂、工艺技术水平 进一步提高重整装置的设计水平 进一步提高重整装置的操作水平
重整技术发展趋势
100 甲苯产率,w% 80 60 40 20 0 0 2 反应压力,MPa 4
IFP公司连续重整工艺再生特点
工业化时间 再生压力，MPa 再生方式 再生器结构 烧焦区氧含量，ϕ% 氯化区氧含量，ϕ% 烧焦段 氯化区结构 氯化气体 干燥段 焙烧区氧含量 还原区位置 还原 Regen A 1973年 1.3 固定床分批 二段轴向 0.6/0.6 6 二段轴向 二段轴向 循环 二段轴向 8 缓冲料斗 二段轴向 Regen B 1990年 0.55/0.545 连续 二段径向
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催化重整再生系统操作再生系统的组成催化剂再生是采用UOP第三代催化剂再生工艺“CycleMax”，实现催化剂连续循环，同时完成催化剂再生。
来自第四重整反应器积炭的待生催化剂被提升至再生部分，依次进行催化剂的烧焦、氯氧化（补氯和金属的再分散）、干燥和冷却。
再生后的催化剂经闭锁料斗循环回还原区进行二段还原（氧化态变为还原态），再经下降管至第一重整反应器并依次经过第二、第三反应器，最后到达第四反应器完成一个循环。
催化剂的循环和再生由催化剂再生控制系统CRCS来控制。
1.再生器内部是两层约翰逊筛网结构，内层网为倒梯形锥网，其主要目的：一是减少待生催化剂在再生器顶层高温、高水、低氧烧焦区的停留时间，有利于减少催化剂比表面的损失；二是增加催化剂在再生器低层部位的停留时间，确保催化剂进入氯化区前烧焦完全。
2.还原区位于重整第一反应器顶部，降低了再生系统的高度。
还原区为两段还原，在上部床层进行低温还原，脱除大量水分；在下部床层干燥条件下进行高温还原，防止高温、高水环境造成催化剂活性损失。
3.直接采用再接触的重整氢作为催化剂还原氢；氯化段采用蒸汽套管加热方式加热氯化物。
4.催化剂输送系统采用“L”阀组提升；提升管采用无直角弯头的特殊弯管，使催化剂的磨损减至最小。
5.待生催化剂的提升气和淘析气都采用氮气，分别设提升风机及除尘风机进行氮气循环，保障系统安全性，并降低了对粉尘收集系统的要求。
6.设计了两套催化剂加料系统，可根据催化剂不同，分别实现装置不停车在线装卸更换催化剂。
7.为了符合环保要求，再生气排放设置了碱洗系统。
再生系统基本功能CRCS控制系统UOP CycleMax催化剂再生控制系统CRCS是一个可编程的控制包，专门用于催化剂再生系统。
它与DCS一起使用，对催化剂再生系统进行闭锁料斗阀门斜坡控制和逻辑控制，调节通过再生器和反应器系统的催化剂流量。
CRCS控制系统自带一个控制柜和提供与DCS通讯的接口，操作员可在控制柜中监视和控制再生系统。
操作员也可以在DCS操作站操作和监视包括：阀门命令，阀位，循环时间等等。
与DCS通讯所需的系统硬件包括在控制PES内。
CRCS有两种操作方式：LOCAL和DCS，由安装在CRCS机柜内的DCS/ LOCAL选择开关HS0806进行选择。
当开关处于LOCAL（就地）时，DCS只能监视不能控制，再生所有控制在CRCS控制柜实现；在DCS方式时，所有的按钮功能和催化剂循环速率设定都在DCS操作员站上实施。
从一个控制方式切换到另一个控制方式时系统状态保持不变，在切换时也不会丢失。
系统继续按照切换前的最后一个DCS命令或操作员接口计算机按钮命令进行操作，直到访问一个新的DCS命令或按钮。
•操作员通过DCS操作员站可以控制下列功能：•再生器运行/停止；•催化剂流动/停止；•闭锁料斗方式控制：差压方式和斜坡方式；•氮气开/关；•空气开/关；•下部空气开/关；•氯化物开/关；•1号还原气电加热器；•2号还原气电加热器；•再生气电加热器；•空气电加热器；•再生催化剂提升管阀门控制；•催化剂循环速率设定；•待生催化剂隔离系统开/关；•再生催化剂隔离系统开/关；•紧急停车（通过硬接线）开关隔离系统控制隔离系统把可燃气体与空气隔离开，当差压偏离需要值时提供隔离。
有两个独立的隔离系统：待生催化剂隔离系统和再生催化剂隔离系统。
待生催化剂隔离系统把反应器与待生催化剂提升系统隔离开，再生催化剂隔离系统把氮封罐与闭锁料斗隔离开。
1.待生催化剂隔离系统待生催化剂隔离系统的控制有两种方式：开和关。
由DCS或CRCS控制柜操作界面控制。
初始时，待生催化剂隔离系统关闭。
1)“开”的方式•当操作员按603-HS0811（待生催化剂隔离系统开关）处于“ON”时，控制系统将：•关闭待生催化剂隔离充氮阀603-XV0206。
•确认待生催化剂隔离充氮阀603-XV0206关闭。
•打开上、下待生催化剂隔离阀603-XV0207、603-XV0208。
2)“关”的方式•当操作员按603-HS0811处于“OFF”时，控制系统将：•关闭上、下待生催化剂隔离阀603-XV0207、603-XV0208。
•确认上、下待生催化剂隔离阀603-XV0207、603-XV0208关闭。
•打开待生催化剂隔离充氮阀603-XV0206（如果不能确认603-XV0207、603-XV0208关闭，充氮阀603-XV0206也打开）。
3)自动关闭方式•当下面任何一种情况发生时，待生催化剂隔离系统自动关闭：•冷停车；•待生催化剂二次提升气/反应器吹扫气差压603-PDI0403、603-PDI0405同时低低（二取二）；•还原区料位仪603-LALL0202指示料位低低。
2.再生催化剂隔离系统再生催化剂隔离系统的控制有两种方式：开和关。
由DCS或CRCS控制柜操作界面控制。
初始时，再生催化剂隔离系统关闭。
1)“开”的方式•当操作员按603-HS0812（再生催化剂隔离系统开关）处于“ON”时，控制系统将：•关闭再生催化剂隔离充氮阀603-XV1004。
•确认再生催化剂隔离充氮阀603-XV1004关闭。
•打开上、下再生催化剂隔离阀603-XV1005、603-XV1006。
2)“关”的方式•当操作员按603-HS0812处于“OFF”时，控制系统将：•关闭上、下再生催化剂隔离阀603-XV1005、603-XV1006。
•确认上、下再生催化剂隔离阀603-XV1005、603-XV1006关闭。
•打开再生催化剂隔离充氮阀603-XV1004（如果不能确认603-XV1005、603-XV1006关闭，充氮阀603-XV1004也打开）。
3)自动关闭方式•当下面任何一种情况发生时，再生催化剂隔离系统自动关闭：•冷停车；•氮封罐603-D-307/再生器603-R-301差压603-PDI0905、603-PDI0907同时低低（二取二）；•氮封罐603-D-307/闭锁料斗603-D-308差压603-PDI0906、603-PDI0908同时低低（二取二）。
4)再生催化剂隔离系统——装料方式•CRCS机柜内的装料开关603-HS0821允许在向闭锁料斗加催化剂时打开再生催化剂隔离系统。
该开关旁路掉正常需要的氮封罐/再生器和氮封罐/闭锁料斗的差压允许值，打开隔离系统。
•只有当再生器运行/停止开关在“停止”位置时，再生催化剂隔离系统才能在该方式下操作。
当紧急停车开关603-HS0809处于“停止”位置或再生器运行/停止开关603-HS0810处于“运行”位置时，再生控制系统会自动解除装料方式•再生催化剂提升控制1.再生催化剂提升控制原理来自再生器的再生催化剂，经氮封罐至闭锁料斗，连续输送到L阀组后到达提升管，靠增压氢气提升到反应器顶部的还原段。
再生催化剂提升管的（PDIC1005）保证催化剂的提升，二次气流量（FIC1002）控制催化剂的提升量。
为了使催化剂顺利提升，要保证提升管的差压在一定范围内，差压太小，催化剂无法提升，差压太大，催化剂流速过快，会在弯头处加剧催化剂和管线磨损。
二次提升气的流量也要控制在一定范围，流量过大，大量催化剂进入提升管，易造成堵塞；流量过小，催化剂来不及提升，会导致闭锁料斗缓冲区料位（LI1003）不能按要求的速率下降，从而影响闭锁料斗的循环，不能保证一定的循环速率。
如图-1，图-1 再生催化剂提升控制原理2.再生催化剂提升控制机理如图-2，再生催化剂的提升是由一个串级控制回路构成的，PDIC1005是主调节器，FIC1002是副调节器。
差压调节器的给定值（HIC1001）来自CRCS的输出，可以将其理解为一个广义的调节器，该调节器的测量值实际上是计算值，公式如下：标定的闭锁料斗容量（千克）催化剂实际循环速率设计催化剂循环速率闭锁漏斗实际运行时间（）将操作员给定的催化剂循环率HIC1001与计算出的实际催化剂循环率比较，经过运算，得到的输出作为PDIC1005的给定值。
假设计算出的实际催化剂循环率低于给定值，CRCS的运算结果会将输出提高，即PDIC1005的给定值提高，流量调节器FIC1002给定值增加，二次气流量增加，引起催化剂提升量增加，闭锁料斗缓冲区料位下降速度加快，导致闭锁料斗循环时间减小，由式（1）可得实际催化剂循环率增加，最终调节的结果是实际催化剂循环率基本等于循环速率给定值。
图-2 再生催化剂提升控制DCS连接还原区料位控制还原区料位的控制是一个复杂的控制系统，实际上是通过控制待生催化剂的提升量来实现的。
1.待生催化剂提升控制工艺过程：如图3-3，催化剂从最后一级反应器进入反应器底部的收集器，逆着N2经L阀组下降到提升管，靠提升管差压将待生催化剂提升到分离料斗，为了使催化剂顺利提升，要保证一次提升气与分离料斗淘析气之间的差压（PDIC0401）在合适范围内，差压太小，催化剂无法提升；差压太大，催化剂流速过快，会在弯头处加剧催化剂和管线磨损。
该差压的控制是靠改变二次气流量来实现的。
二次提升气与收集器置换气之间的差压PDIC0402A通过调节K303（除尘风机）出口补氮气阀PDV0402来控制，保证催化剂顺利靠重力向下流动，差压太小，催化剂流量过大，易造成堵塞，同时反应器中氢气可能会串到提升氮气中，造成危险；差压太大，气流会托住催化剂，使其无法向下流动。
二次提升气的流量（FIC0402）决定了进入L阀组件的催化剂量的大小，也即催化剂的流率。
若二次提升气流量过大，容易造成二次提升气与收集器置换气之间的差压过大，将阻止催化剂向下流动，二次提升气与收集器置换气之间的差压调节器（PDIC0402B）对二次气流量有一定的约束作用，限制催化剂提升速率改变的大小和速度，以确保系统的稳定图3-3待生催化剂提升控制原理2.待生催化剂控制机理如图3-4，还原段料位调节器（LIC0201）输出与催化剂提升速率限制器（LY0201B）经低选器低选后与PDIC0401串级，输出与PDIC0402B的输出进行低选，低选器（PDY0402B）的输出与FIC0402串级，最后输出到调节阀FV0402。
LY0201B是在刚开始建立催化剂流动时使用的，在刚开始建立催化剂流动初期，靠LY0201B输出改变PDIC0401的设定值，逐步增加待生催化剂的提升率，以免催化剂提升率增加太快，引起堵塞。
LY0201B是由再生控制系统（CRCS）给出的，开始的设定值为“0”，当催化剂开始流动后，该值从0逐步增加，当该值大于LIC0201的输出时，PDIC0401改由还原段料位串级控制。
LY0201B的输出值一直增加到正常工况下的值“100”。
热停车或催化剂流动中断都将使LY0201B的值为“0”。
正常情况下，二次气流量FIC0402由PDIC0401串级控制，当PDIC0401的输出大于PDIC0402B的输出时，改由PDIC0402B控制FIC0402，这就限制了二次气流量的进一步增加，保证了催化剂提升的平稳运行。