汽油、液化气改质装置工艺、操作
MTBE装置优化操作实现降本增效
1481 前言某石化企业MTBE装置建设规模为8万吨/年，主要由原料预处理部分、反应催化蒸馏部分、甲醇萃取回收部分和MTBE脱硫部分组成，产品质量要求为：MTBE 总醚类≥98%，MTBE是本公司的主要盈利产品。
原设计生产的 MTBE 硫含量≯300 μg/g ，为了满足汽油质量升级及市场需求，采用河北精致科技有限公司的脱硫专利技术，将MTBE 总硫降至 10μg/g 以下。
装置采用先进可靠的工艺技术：混相膨胀床 - 催化蒸馏深度转化合成 MTBE 组合工艺技术，反应部分采用洛阳工程公司开发的混相膨胀床合成 MTBE 技术，催化蒸馏系统采用齐鲁石化公司研究院开发的合成MTBE技术。
经预反应器后异丁烯转化率大于90％，经催化蒸馏后异丁烯总转化率大98％。
MTBE脱硫系统采用MTBE萃取蒸馏降总硫技术。
根据沸点差原理，对MTBE实施萃取再蒸馏技术，含硫MTBE 经过蒸馏将高沸点硫化物从MTBE当中切除，低硫的MTBE从塔顶蒸出，高硫馏分在塔底循环，高度富集了含硫化物的副产物从塔底抽出。
为降低MTBE损失，防止塔底生成胶质、缩聚、结焦反应，在MTBE进料中加入萃取防胶剂。
2 装置可优化方向装置控制参数在一定范围内能够满足生产需求，可以对装置工艺参数调整，实现降本增效，列出循环水、电、蒸汽等公用介质以及三剂耗量，达到进一步对装置细节优化的条件。
（1）装置停运部分机泵，或者降低机泵运行电流，节省电能；（2）满足装置冷负荷的前提下，切除部分冷却器，降低循环水耗量；（3）精馏塔优化操作，降低回流量，节省装置蒸汽耗量；（4）保证产品合格前提下，减少三剂注入量。
图1 MTBE装置节能优化3 装置可优化可行性分析3.1 装置停运部分机泵，或者降低机泵运行电流，节省电能（1）优化MTBE装置进料。
MTBE装置受进料混合碳四带碱问题，对装置催化剂活性影响较大，因此精制装置针对出装置液化气带碱问题，技改增加了两个聚结器，减少气分装置进料中的水及碱液杂质，效果较好，MTBE装置碳四原料罐脱液频率逐渐降低，后期装置原料罐已经不再带液，混合进料的PH值能够达到设计要求；气分装置出料混合碳四压力稳定且满足MTBE进料压力。
洛阳院-劣质汽油芳构化改质技术
劣质汽油芳构化改质技术刘丹禾(中国石化洛阳石化工程公司炼制研究所)1 前言轻质芳烃（苯、甲苯、二甲苯）是化学工业的基础原料之一，同时又是辛烷值很高的马达燃料（RON>100）。
向汽油中掺入富含轻质芳烃组分是炼油企业提高其成品汽油辛烷值的主要手段之一。
催化重整技术是当前炼油企业获得优质石油芳烃或高辛烷值汽油调和组分的最主要工艺。
催化重整反应的重要特征是将直馏石脑油中的环烷烃经脱氢步骤转化为芳烃。
所以，无论早期的半再生重整工艺还是经催化剂及工艺改进后的连续重整工艺，均要求原料具有一定的芳烃潜含量（主要指环烷烃含量）。
对原料组成的要求事实上限制了由催化重整生产芳烃的原料资源。
随着现代工业的发展，作为基础化学工业原料和高辛烷值汽油组分的轻质芳烃的需求量不断增加，而石油资源却日益短缺，因此，立足现有石油资源，寻求新的工艺过程来拓宽生产芳烃的原料资源、增加芳烃产量具有很强的现实意义。
80年代早期美国Mobil公司提出的有别于传统催化重整过程生产芳烃的工艺。
该工艺在固定床上，以HZSM-5为催化剂，将单一低碳烃或工业原料如石脑油、C5馏份油、轻质裂解汽油等芳构化用于生产芳烃，开辟了不依赖原料芳烃潜含量生产芳烃的新过程…1‟。
直馏汽油通过42小时的反应，芳烃产率从40%(m)降至30%(m)，反应结束时生焦量不超过原料的0.2%(m)。
该过程催化剂在线操作时间短，再生频繁。
之后，UOP公司与BP公司联合开发的Cyclar工艺过程，其用一步法将液化石油气(LPG)选择性地转化为高附加值的轻质芳烃(BTX)，并联产大量氢气。
采用该工艺的4.0万吨/年工业示范装臵于1989年9月在苏格兰Grangemouth BP公司炼油厂开工[2]，第一套工业化装臵于1990年1月在同地投产[3]。
该工艺采用UOP公司的催化剂连续再生移动床技术，避开了催化剂易生焦问题。
我国上海石化总厂研究院等单位开发，能将乙烯装臵副产裂解轻油或裂解碳五中的非芳烃组分转化为芳烃，使反应液中的芳烃总含量达到95%以上…4‟。
FCC汽油加氢改质催化剂及改质工艺_钱颖
CHEMICAL INDUSTRY AND ENGINEERING PROGRESS 2011年第30卷第10期·2200·化工进展FCC汽油加氢改质催化剂及改质工艺钱颖1，2，3，马好文3，王宗宝3，王廷海3，吴杰3，鲍晓军4，徐贤伦1（1中国科学院兰州化学物理研究所，甘肃兰州 730000；2中国科学院研究生院，北京 100049；3 中国石油兰州化工研究中心，甘肃兰州 730060；4中国石油大学重质油加工国家重点实验室，北京 102249）摘要：研究开发出了适于FCC汽油加氢改质的选择性加氢脱硫催化剂和辛烷值恢复催化剂，并在300 mL绝热装置上，分别以全馏分FCC汽油或切割后的重馏分FCC汽油为原料，进行了FCC汽油加氢改质工艺的系统研究，结果表明：单独采用辛烷值恢复工艺或辛烷值恢复-选择性加氢脱硫组合工艺不能完全满足FCC汽油加氢改质的要求；而单独采用选择性加氢脱硫工艺或选择性加氢脱硫-辛烷值恢复组合工艺可以满足全馏分FCC汽油或切割后重馏分FCC汽油加氢改质的要求。
将全馏分FCC汽油切割后进行加氢改质可以得到硫含量更低的改质产品或直接生产符合国Ⅳ标准的清洁汽油。
关键词：选择性加氢脱硫；辛烷值恢复；FCC汽油；加氢改质中图分类号：TQ 028 文献标志码：A 文章编号：1000–6613（2011）10–2200–05Catalysts for FCC gasoline hydro-upgrading and the process developmentQIAN Ying1，2，3，MA Haowen3，WANG Zongbao3，WANG Tinghai3，WU Jie3，BAO Xiaojun4，XU Xianlun1（1Lanzhou Institute of Chemical Physics，Chinese Academy of Sciences，Lanzhou 730000，Gansu，China；2Graduate University of Chinese Academy of Sciences，Beijing 100049，China；3Lanzhou Petrochemical Research Center of Petrochina，Lanzhou 730060，Gansu，China；4State Key Laboratory of Heavy Oil Processing，China University of Petroleum，Beijing 102249，China）Abstract：Selective hydrodesulfurization catalysts and octane recovery catalysts for hydro-upgrading of FCC gasoline were prepared. And the hydro-upgrading process of FCC gasoline was investigated ina 300 mL adiabatic reactor using the full range FCC gasoline or heavy cut as feed materials. Theproducts cannot completely meet the FCC gasoline hydro-upgrading requirements by single octane recovery process or octane recovery-selective hydrodesulfurization combination process. However，single selective hydrodesulfurization process or selective hydrodesulfurization-octane recovery combination process can meet hydro-upgrading requirements for both the full range FCC gasoline and heavy cut. The modified products with lower sulfur or clean gasoline of National Ⅳstandard can be obtained by hydro-upgrading of FCC gasoline heavy cut.Key words：selective hydrodesulfurization；octane recovery；FCC gasoline；hydro-upgrading随着人们环保意识的不断增强，世界各国对汽车尾气的排放及油品质量提出了越来越严格的要求。
国Ⅳ标准汽油调合工艺流程及调合方案
项目
抗爆性
研究法辛烷值(RON) 不小于 抗爆指数（RON+MON）/2 不小于
馏程：
10%蒸发温度，℃ 不高于
50%蒸发温度，℃ 不高于
90%蒸发温度，℃ 不高于
终馏点，℃
不高于
残留量，%（ 体积分数） 不大于
蒸气压，kPa 从11月1日至4月30日 不大于 从5月1日至10月31日 不大于
溶剂洗胶质，mg/100mL 不大于
4、收油顺序为先检查储罐的完好状态，具 备条件后305-TK-108罐同时收重整汽油 2080m³（走97#汽油调合线并且过混合器）， 加氢汽油4576m³（走97#汽油调合线并且过 混合器），按照306单元流量计计算，重整 汽油每小时流量约为60吨（密度按照 0.8340g/㎝3计算，为72m³），大约需要收油 29小时，加氢汽油每小时流量约为134吨 （密度按照0.7200g/㎝3计算，为186m³）， 需要收油20小时，同时收油过程中待液位达 到5米后可以开始添加MTBE的量为504m³，
MMT撬装加剂设施
306单元调合泵房
四、原则调合工艺流程简介
305单元（汽油成品罐区）：本单元采用8 具10000m³内浮顶罐来储存成品汽油，储转 量为166.34×104t/a。汽油成品油（93#、97# 汽油）通过306单元（汽油组分罐区）及306 单元的成品汽油调合线送至汽油成品储罐储 存，并在成品储罐内沉降、脱水、化验分析， 如果化验分析不合格，通过汽油组分油倒罐 线和倒罐泵将汽油组分油按一定量补入成品 罐，在成品储罐中重新调合，并重新化验分 析直至合格为止，化验分析合格后的93#、 97#汽油通过汽油成品线经汽油装火车泵送 至火车栈台、经汽油装汽车泵送至汽车栈台、 经汽油外输泵输出厂区送往中国石油宁夏销 售公司的成品库。
加氢改质装置操作规程
第一章装置概况1.1装置概况1.1.1装置简介本装置是由上海华西设计院设计的35万吨/年重油加氢改质项目，该项目共分两个部分，第一部分为15000Nm³/h甲醇裂解制氢装置，该装置采用甲醇裂解制氢及变压吸附提氢技术，使其浓度达99.0%～99.99%（V），供重油加氢改质装置生产用氢；第二部分为35万吨/年重油加氢改质装置，该装置由两个反应器串联组成，其特点是集加氢精制、改质及临氢降凝于一体，不仅可以处理劣质柴油馏分，还可脱硫、脱氮和改善油品质量，又能降低其凝点和密度，是生产优质、低密度、低凝点柴油的有效手段。
1.1.2 设计规模装置设计规模：35万吨/年实际加工量： 35万吨/年操作弹性： 60％～110％年开工时数： 8000小时1.1.3 设计范围装置设计所包括范围为反应部分（包括新氢压缩机、循环氢压缩机、循环氢脱硫部分）、分馏部分、脱硫-溶剂再生部分和相关公用工程部分。
1.1.4 装置定员反应部分：主操1人副操：2人分馏部分：主操1人副操：2人班长：1人1.2原料和产品1.2.1 原料本装置加工的柴油为煤焦柴油、催化柴油重蜡油，具体组成及性质见表1-1.表1-1原料组成及性质原料油进装置界区条件：温度：50°C压力：0.5Mpa（G）所需氢气自制氢装置来，温度：40°C，压力：2.4Mpa（G），其组成见表1-2。
表1-2氢气组成1.2.2 产品性质本装置主要产品为石脑油和精制柴油，主要技术规格见表1-3。
表1-3产品主要性质（运转初期）注：以上产品性质为理论预期，装置产品根据操作条件及原料性质的不同，部分性质应有不符合项，最终产品性质由催化剂性质决定。
1.2.3助剂●缓蚀剂缓蚀剂拟选用SF-121D，其主要理化性质见表1-4。
●阻垢剂阻垢剂拟选用GX-03D(I型)，其主要理化性质见表1-5。
●贫胺液脱硫用贫胺液为MDEA水溶液，其主要理化性质见表1-6。
汽油加氢装置安全操作规程
汽油加氢装置安全操作规程一.装置开停工安全规程：装置的停工是装置操作的一个重要环节，停工方案对装置的安全、催化剂的保护以及为下次顺当开工均有相当大的影响。
因此，需要制定合理的停工方案。
装置正常停工是指在下述状况时的停工操作：1.打算性停工2.催化剂再生前的停工3.发生故障或事故，有充分处理时间的停工〔一〕重汽油反响局部停工步骤装置设计时按催化剂器外再生考虑。
因此，反响局部的停工步骤主要如下：1、降温，然后降低处理，系统局部汽油改长循环操作。
为了渐渐改变系统的热平衡状态，降量运转是必要的。
但需留意削减进料量易出现快速结焦，所以应依据先降低反响器温度再降低进料量的挨次进展。
首先降低R-2702 温度，维持 R-2701 温度不变，防止催化裂化汽油馏分在二烯烃未加氢之前进入加热炉F-2701 及反响器R-2702，造成加热炉炉管及反响器床层顶部结焦过快。
R-2702 降温速度应掌握在不大于30℃/h。
2、当R-2702 反响温度降低至250℃后，渐渐降低进料量，并保持氢气连续循环、保持系统压力，渐渐调低冷氢流量至完全停顿注冷氢。
3、R-2701 随R-2702 温度降低而自然降低，当 R-2702 温度降低至200℃后，停油。
4、氢气吹扫。
保持氢气循环，热氢带油， R-2702 连续降温到150℃，恒温 4h，以尽可能大的氢气流量吹扫催化剂，吹净催化剂上的烃类残留物。
5、连续降温到R-2702 入口温度80～90℃，加热炉熄火，以0.5MPa/min 的降压速度将系统压力降低到 0.3～0.5MPa。
6、假设停工时间较长，需用高纯氮气〔N2 含量>99.9％〕置换系统，然后保持肯定的氮气压力〔0.5～1.5MPa〕。
7、依据停工目的打算反响器的外部系统的停工和装置停工后的操作。
〔二〕轻汽油反响局部停工方案1、降温，降低处理量，局部请汽油改轻汽油循环。
为了防止轻汽油重的二烯停未加氢即回到催化醚化局部造成醚化催化剂结焦，所以在降低轻汽油加氢反响温度时将局部原料循环加氢。
DFYQ-1催化剂的直馏汽油改质性能研究
DFYQ-1催化剂的直馏汽油改质性能研究史文权;李兴洵;罗继刚;于艳【摘要】Straight-run gasoline aromatization upgrading performances were studied with modified DZSM-5 zeolite aromatization catalyst DFYQ-1. The experimental results showed that the regeneration cycle of catalysts was over 32 days under the conditions of 380-530 ℃ temperature, 0.5-1.0 h-1 space velocity and 0.2-0.3 MPa pressure. The catalyst has a good stability and selectivity. Its performances can meet the requirements for the production of high-octane gasoline blending components.%用改性的DZSM-5分子筛芳构化催化剂(DFYQ-1),进行了直馏汽油芳构化改质催化性能试验研究.结果表明,在温度380～530℃、空速0.5～1.0 h-1、压力0.2～0.3 MPa的反应条件下,催化剂再生周期达32 d以上.该催化剂具有较强的活性稳定性和选择性,其催化性能可以满足直馏汽油生产高辛烷值汽油调合组分的要求.【期刊名称】《炼油技术与工程》【年(卷),期】2011(041)003【总页数】3页(P49-51)【关键词】芳构化;直馏汽油;改质;催化剂【作者】史文权;李兴洵;罗继刚;于艳【作者单位】兰州石化职业技术学院,甘肃省兰州市,730060;伦敦帝国理工学院,英国伦敦,SW7,2AZ;抚顺新瑞催化剂有限公司,辽宁省抚顺市,113123;兰州石化职业技术学院,甘肃省兰州市,730060【正文语种】中文芳构化装置工艺流程短、设备少、投资低、见效快，对于加工流程简单、缺乏重整等轻油二次加工装置的炼油厂而言，通过芳构化改质生产高辛烷值汽油调合组分仍有一定价值。
炼油重整装置工艺流程
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催柴改质装置操作规程
催柴改质操作规程1、柴油加氢装置的发展随着环保要求越来越严，石油产品（燃料）的规格也变得越来越严格。
其中最主要的是限制石油燃料的硫含量和芳烃含量，以减少发动机尾气排放出的SOx和固体颗粒对大气的污染。
《世界燃料规范》柴油规格表柴油改质以重催柴油为原料，生产规模为80万吨/年；配套的制氢单元的规模为15000m3n/h工业氢，年开工8000小时。
加氢精制后的柴油与直馏柴油等组份调合后，保证全厂柴油满足GB252-2000标准要求。
2、加氢工艺原理质量低劣的原料油，在一定的温度（一般在260-380℃）、压力（3.0-16MPa）和氢气，在加氢精制催化剂的作用下，将油品中的含S、含N、含O等非烃化合物转化为易除去的H2S、NH3、H2O，将安定性很差的烯烃和某些芳烃饱和，金属有机物氢解，金属杂质截留，从而改善油品的安定性质、腐蚀性能和燃烧性能，得到品质优良的产品，此工艺过程称为加氢精制。
其中按照处理的原料分为汽油加氢、柴油加氢、蜡油加氢、润滑油加氢等；按照加氢反应压力又分为低压加氢（≤4.0MPa）、中压加氢（4.0-8.0MPa）、高压加氢（＞8.0MPa）。
3、加氢反应 3.1其典型反应如下（1）脱硫反应：在加氢精制条件下石油馏分中的含硫化合物进行氢解，转化成相应的烃和H2S，从而硫杂原子被脱掉。
化学反应方程式：二硫化物：RSSR’+ 3H2 →RH + R’H + 2H2S二硫化物加氢反应转化为烃和H2S，要经过生成硫醇的中间阶段，即首先S-S键上断开，生成硫醇，再进一步加氢生成烃和硫化氢，中间生成的硫醇也能转化成硫醚。
噻吩与四氢噻吩的加氢反应：噻吩加氢产物中观察到有中间产物丁二烯生成，并且很快加氢成丁烯，继续加氢成丁烷苯并噻吩在50－70大气压和425℃加氢生成乙基苯和硫化氢：对多种有机含硫化物的加氢脱硫反应进行研究表明：硫醇、硫醚、二硫化物的加氢脱硫反应多在比较缓和的条件下容易进行。
这些化合物首先在C-S键，S-S键发生断裂，生成的分子碎片再与氢化合。
加氢改质装置掺炼焦化汽柴油运行总结
加氢改质装置掺炼焦化汽柴油运行总结张铁柱（中国石油天然气股份有限公司锦州石化分公司，辽宁省锦州市１２１００１）摘要：为解决加氢改质装置负荷低、焦化汽柴油加工流程长、加工费用高的问题，中国石油天然气股份有限公司锦州石化分公司通过技术改造将焦化汽柴油并入加氢改质装置加工。
加氢改质装置新增焦化汽柴油过滤器和脱丁烷塔塔顶水冷器，并调整了催化剂装填方案和生产方案。
加氢改质装置掺炼焦化汽柴油后，反应一床层温升增加近一倍，各产品性质均有向好趋势，循环氢纯度有所下降，铵盐结盐点前移，装置结盐腐蚀风险增大，但总体运行稳定。
通过分析掺炼前后运行条件和产品性质，提出加氢改质装置掺炼焦化汽柴油的可行性、存在问题及解决措施，探索出新的焦化汽柴油加工路线。
关键词：加氢改质 掺炼 焦化汽柴油 过滤器 催化剂 脱丁烷塔塔顶水冷器 中国石油天然气股份有限公司锦州石化分公司（锦州石化公司）加氢改质装置设计规模为２．８Ｍｔ／ａ，采用中压加氢改质工艺技术（ＭＨＵＧ），反应操作压力１２ＭＰａ，原设计以催化裂化柴油、直馏柴油混合油（催化直馏柴油）为原料，经过脱硫、脱氮、芳烃饱和、烯烃饱和，生产液化石油气、轻石脑油、重石脑油、煤油和精制柴油，其中精制柴油满足国Ⅴ车用柴油标准。
锦州石化公司焦化汽柴油加氢精制装置原设计规模为４００ｋｔ／ａ，后扩能改造至６００ｋｔ／ａ，虽经多次技术改造，但由于装置工艺落后、设备老化等问题，安全性和产品质量都无法满足现行标准要求，产品需要经过二次加工才能满足国Ⅴ标准，加工费用高。
焦化汽柴油中多环芳烃在加氢改质装置中进行裂化反应后，主要集中在石脑油馏分和中间馏分中，使石脑油馏分的芳烃潜含量增高，是较好的重整装置原料，煤油、柴油馏分中的环烷烃也能保持较好的燃烧性能和较高的热值［１］，因此柴油加氢改质装置掺炼焦化汽柴油在理论上是可行的。
但是鉴于焦化装置的生产特点，焦化汽柴油会携带焦粉和微量硅，会堵塞加氢催化剂床层，并使加氢催化剂中毒，因此焦化汽柴油不适宜直接进入加氢改质装置进行掺炼［２］。
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汽油、液化气改质装置工艺、操作法目录1装置操作概述............................................................11.1操作任务和操作原则..................................................1.1.1操作任务...................................................................................................11.1.2操作原则1.2与上下游及系统间关系................................................................................2工艺流程及控制流程说明...........................................2.1工艺流程.........................................................2.2控制流程说明.............................................................................................................. 2.2.1反应部分..................................................................................................2.2.2气压机部分...............................................................................................2.2.3吸收稳定部分...........................................................................................2.2.4催化剂再生部分........................................................................................3.工艺条件叙述...........................................................................4开工步骤.......................................................4.1开工操作步骤..................................................................................4.1.1新催化剂干燥操作...........................................................................4.1.2正常进油反应操作...............................................................4.1.3分馏部分开工操作步骤........................................4.1.4催化剂器内烧焦再生操作.....................................4.2开工注意事项....................................................................4.2.1开工操作注意事项...........................................4.2.2安全环保注意事项............................................4.停工步骤.........................................4.1再生期间反应系统停工步骤............................................4.2反应部分停工操作步骤..................................................4.3分馏部分停工操作步骤.........................................................4.4装置停工注意事项...................................................5.事故处理.................5.1事故处理原则....................................5.2停循环水.....................................................5.3DCS操作站死机.........................................................5.4DCS断电事故..............................................................5.5停仪表风.................................................................5.6停1.0MPA蒸汽...................................................5.7停氮气..............5.8晃电.......................................................5.9停电...............................................5.10加热炉炉管破裂.........................................5.11装置可燃气体爆炸着火事故处理1装置操作概述1.1操作任务和操作原则1.1.1操作任务1）保持本装置安全平稳生产，可燃物料无泄漏，污染物零排放，加热炉、压缩机等重要设备操作安全、平稳。
2）完成生产任务，装置负荷满足要求。
3）生产合格产品。
4）努力降低能耗，降低装置生产成本。
1.1.2操作原则1）坚决执行工艺纪律，严格按工艺卡片和控制指标操作，对参数的调节准确迅速。
2）在平稳操作的前提下，优化操作条件，保证产品的质量和产率。
3）加强岗位间联系，协调处理问题。
4）操作不正常或发生事故时，要沉着冷静，正确分析，果断处理，避免误操作造成事态扩大。
5）严格遵循事故处理原则。
1.2与上下游及系统间关系本装置利用来自MTBE装置醚后碳四生产加工可作为高辛烷值汽油调和组分的调和组分，以及可作为车用液化气调和组分的液化气，同时副产干气。
2工艺流程及控制流程说明2.1工艺流程本装置设计采用两条并联的反应系统(单条处理能力10万吨/年)和一套吸收解吸及汽油稳定系统（处理能力20万吨/年），两条反应系统并联操作，催化剂间隔再生，以满足生产的需求。
本装置主要包括下列几部分：反应、吸收解吸、汽油稳定以及催化剂再生。
来自MTBE装置的醚后碳四，进入液化气缓冲罐D-101，经P-101A/B升压后，一路进入原料/反应产物换热器（E-101A/B，E-103A和E-101C/D，E-103B）换热，然后进入反应加热炉（F-101A、F-101B）加热后进入反应器(R-101A、R-101B)反应；另一部分碳四分别进入液化气/反应器产物换热器(E-102A、E-102B)加热汽化，然后分别进入两台反应器第二段和第三段床层，用以调节第二段和第三段反应床层的入口温度。
反应产物经原料/反应产物换热器（E-101A/B，E-103A和E-101C/D，E-103B）和液化气/反应器产物换热器(E-102A、E-102B)换热后，分别经反应产物空冷器（A-101A、A-101B）和反应产物水冷器（E-104A、E-104B）进一步冷却至40℃左右，两条线的物流合并进入产品分离罐（D-103）进行气液分离。
分离后的气相物流进入富气压缩机入口分液罐（D-104），然后经富气压缩机(K-101A/B)增压，然后经压缩机出口冷却器（E-105）冷却，进入分液罐（D-105）进行气液分离，气相组份直接进入吸收解吸塔（C-101）第30层塔板；液相组份经富气压缩机出口凝液泵（P-104A/B）升压后，也进入吸收解吸塔（C-101）第30层塔板以回收干气中携带的液化气等；反应产物气液分离罐（D-103）的液相物流用稳定塔进料泵（P-103A/B）加压，然后经稳定塔进出料换热器（E-107A/B）和稳定塔底汽油换热，与吸收解吸塔底的富吸收液混合进入稳定塔（C-102）。
液化气和汽油产品在稳定塔中进行分离。
塔顶液化气一部分经稳定塔回流泵(P-106A/B)增压后，返回塔顶用作回流；一部分经液化气送出装置；塔底汽油产品和塔进料换热后，再经稳定汽油冷却器(E-110)冷却至40℃后，一部分作为汽油调和组分产品送出装置，一部分经吸收油泵(P-105A/B)增压，返回吸收解吸塔塔顶作为吸收油。
随着反应的进行，催化剂上的结焦量会逐步增加，当产品质量不能满足要求时，需将反应停止，进行反应器烧焦再生处理。
当一条反应系统的催化剂失活后，需将此反应系统切入再生系统，进行催化剂的烧焦再生处理。
烧焦开始前，先启动再生循环气压缩机(K-102)，从压缩机入口处引入氮气，增压的氮气经过换热器（E-101A/B，E-103A和E-101C/D，E-103B)换热，然后经加热炉(F-101A或F-101B)加热，进入反应器(R-101A或R-101B)进行热氮吹扫操作，出反应器后氮气经原料/反应产物换热器（E-101A/B，E-103A和E-101C/D，E-103B）换热，换热后的气体经空冷器(A-101A或A-101B)和水冷器(E-104A或E-104B)冷却后，进入再生分水罐（D-108），罐底间歇排油，以逐步带出反应器中的油气。
当反应器中的油气达到安全要求，并且反应器入口温度达到烧焦需要的温度时，从压缩机K-102入口处引入空气，开始烧焦作业，要求控制循环气初始氧浓度不高于0.5v％。
根据反应器烧焦状况逐步提高循环气中的氧含量和反应器入口温度，当反应器入口温度到450℃，再生循环气中的氧含量达到空气中氧的浓度，且反应器中没有温升后，烧焦结束，此时可将系统用氮气吹扫置换，系统中的氧含量合格后，便可进油进行正常生产。