连续重整基础知识培训

连续重整装置基础知识培训资料
炼油厂芳烃车间
2002年4月
目录
1 概述
1.1 装置概况
1。

2 主要生产工艺及特点
1。

3 主要产品规格
1.4 催化剂及化学药剂
2、生产方法和基本原理
2.1 预加氢反应
2。

2 预加氢的操作参数
2。

3 重整反应
2.4 重整反应的影响因素及操作参数
2.5 重整催化剂还原
2.6 重整催化剂的还原(再生）
3、工艺流程简述
3.1 预处理部分（100单元）
3.2 重整部分（200单元)
3。

3 催化剂再生部分（300单元）
4、主要操作条件
4。

1 预处理部分
4。

2 重整部分
4。

3 催化剂再生部分
5、设备汇总表
6、设备简介：
6。

1往复压缩机专用水站
6.2预加氢循环氢压缩机K－201
6。

3再生气循环压缩机K—301
6.4提升氮气压缩机K—302
6.5连续重整补充空气压缩机K－304
6.6重整氢增加机K—202
芳烃车间40万吨催化重整装置是由北京设计院设计，其中催化剂再生部分采用法国IFP工艺包.该装置以直馏石脑油及经加氢处理后的焦化石脑油为原料,采用连续重整技术,生产高辛烷值汽油组分，实现全厂汽油升级换代，同时为PX装置提供部分原料，副产的氢气为现有的加氢装置提供氢气原料，富余的部分供化肥厂用.
本装置重整部分的反应苛刻度按RON 104设计。

1.1 装置概况
1。

1.1 装置规模
预处理部分设计规模为47.45×104t/a，
重整部分设计规模为40×104t/a，
催化剂连续再生规模为480kg/h。

1.1.2 装置组成
本装置由预处理部分（100单元)、重整部分（200单元)、催化剂再生部分（300单元）、公用工程部分(400单元）及余热锅炉(500单元）等几个部分组成.
1。

1。

3 工艺技术路线
本装置采用目前国内外最先进的超低压重整反应及IFP最新催化剂连续再生工艺技术.
1。

1。

4 主要产品及副产品
高辛烷值汽油组分32.69/32。

11×104t/a（初期/末期）
液化气 2.65/3。

24×104t/a（初期/末期）
含氢气体 4.38/4.35×104t/a（初期/末期）
其中：纯氢 1.55/1。

34×104t/a（初期/末期）
轻石脑油7.33×104t/a
燃料气0。

40/0。

42×104t/a（初期/末期）
1.1。

5 节能措施
a）合理利用余热资源
本装置中的重整“四合一”反应炉由于其操作温度高，且为纯辐射炉,烟气排放温度为713℃。

为了回收烟气余热，在“四合一”反应炉顶对流段设计一套蒸汽发生系统以回收余热，产生3.5 MPa蒸汽约9.7吨/时，使加热炉总效率达90％。

b) 重整“四合一”炉采用多流路立式炉，以降低重整临氢系统压降，降低循环氢压
c)重整进料换热器采用国产板式换热器,增加换热量，提高换热效率，并减少投资。

1。

1。

6 设备总台数
1.1.7 自动控制
本装置选用了集散型控制系统(DCS），对全装置进行集中控制和管理。

本装置介质具有易燃易爆、并有氢、氯腐蚀等特点,现场仪表选型以本质安全防爆仪表为主,在线分析仪表、部分现场开关、放射性料位仪表等选用隔爆型仪表。

仪表选用以国内产品为主，引进仪表主要为DCS、在线分析仪、特殊调节阀及球阀、料位仪表等。

本装置共有控制回路约128个，DCS指示点约760点。

1.2 主要生产工艺及特点
1。

2.1 由于本装置原料中氯、氮含量较高（氯含量14。

35ppm、氮含量3。

05ppm),其它杂质含量不高,所以在设计中原料预处理部分采用预加氢反应器后串联脱氯反应器的流程，脱氯剂采用高温脱氯剂以达到原料精制的目的。

预加氢催化剂拟采用RS-20或RS—1高空速催化剂或与之性能相当的其他国产催化剂。

1.2.2 预处理部分采用全馏份油加氢及循环氢流程。

1。

2.3 预加氢进料换热器采用双壳程换热器，以提高传热效率，减小占地。

1。

2.4 重整反应部分采用IFP超低压连续重整工艺,重整反应部分平均反应入口温度530℃，平均反应压力为0.35 MPa(g）。

由于采用了较苛刻的反应条件（超低压、高温、低氢油比)使催化剂的活性、选择性得到更充分的发挥，从而能得到更高辛烷值与收率的产品。

重整反应的催化剂拟采用国产新一代铂—锡双金属催化剂，其物理性能与3861催化剂相同,反应性能优于3861催化剂。

1.2。

5 重整进料换热器采用国内自行研制的板式换热器，以提高传热效率，减小占地. 1。

2.6 重整反应加热炉为“四合一”箱式炉，其对流段为蒸汽发生器，利用其高温烟气发生
3.5MPa(g）蒸汽。

1.2。

7 重整产物采用表面蒸发空冷器,取代常规使用的空冷器和水冷器以避免由于重整反应压力过低水压超过介质压力【循环冷水压力为0.35MPa（g)、重整反应产物压力0。

23MPa(g）】，循环水可能由管程漏到壳程重整产物中的危险，同时也大大节省了循环水耗量.
1.2。

8 重整循环氢压缩机采用离心式压缩机，根据工厂蒸汽平衡情况，采用3。

5 MPa蒸汽背压式透平驱动.
1.2.9 催化剂连续再生部分采用IFP最新催化剂连续再生技术.与其它催化剂再生技术相比，其主要特点是：
(1）重整反应器为移动床，四个反应器并列布置。

再生器也是移动床，催化剂在再生器内连续地进行再生；
（2)反应器之间的催化剂提升用H2作为提升气,反应器与再生器之间的催化剂提升用N2作为提升气；
（3）再生催化剂的还原罐设在一反的顶部;
（4)催化剂循环回路中使用闭锁料斗控制系统来控制催化剂的循环；
（5）催化剂循环回路中反应器与再生器之间,再生器与反应器之间的安全联锁（切断）是由特殊阀门（固体切断阀和气体密封阀）来实现,在正常操作过程中使用差压控制来保证.
（6）催化剂再生采用两段烧焦，第一段温度较低，第二段温度较高；
（7）再生气体采用冷循环流程。

（8）再生器压力高于反应器的压力。

1。

3 主要产品规格
本装置主要产品有:重整汽油、液化气、含氢气体、拔头油、燃料气等。

重整生成油C+5研究法辛烷值按104设计,重整副产含氢气体出装置边界压力为2。

0MPa（g),与系统氢气管网匹配.重整生成油经稳定塔稳定后一部分作为原料去px装置生产对二甲苯，一部分作高辛烷值汽油组分，稳定塔塔顶产品液化气送至液化气储罐。

1.3.1 重整汽油
32.69/32.11×104t/a（初期/末期）
本装置的重整汽油组分经与厂内其它汽油组分调合后可生产各种标号汽油，并满足国家标准的城市清洁车用无铅汽油要求。

1.3。

2 含氢气体
4。

38/4。

35×104t/a（其中纯氢1.54/1.33×104t/a)（初期/末期）
重整装置副产氢气经升压提纯后送出装置供现有的加氢装置、PX装置及化肥厂用。

送出装置的重整产氢边界条件为:
压力：2。

0MPa（g）
温度: 28℃
平均分子量为5。

1
1。

3。

3 液化气
2.65/
3.24×104t/a（初期/末期）
送至工厂重油催化裂化吸收稳定部分进行脱C2处理.
平均分子量为47.8
1.3。

4轻石脑油
7.33×104t/a
送出装置.
平均分子量为73.51
1。

3。

5燃料气
0。

40/0.42×104t/a（初期/末期）
装置内加热炉自用。

1.4 催化剂及化学药剂
1。

4.1 预加氢催化剂
选用国产RS—20或RS-1型催化剂或者与其相当的其它催化剂，其物理性质如下：
1.4。

2 重整催化剂
重整催化剂可选用其物理性能与3861催化剂相同，反应性能优于3861或性能相当的国产其它型号催化剂,其物理性质如下:
1。

4.3 脱氯剂
高温脱氯剂用于预处理部分脱除原料中的氯,可选用国产T—408和GL—A或其他性能与之相当的国产脱氯剂。

低温脱氯剂用于脱去重整产氢气体中的氯化物，可采用T-407或其他性能相当的国内产品.
2、生产方法和基本原理
2．1 预加氢反应
本装置是全馏分预加氢反应。

在催化剂和氢作用下，将原料油中的硫、氮和氧等杂质分解，生成H2S、NH3、H2O，同时也使有机金属化合物分解,金属沉积在催化剂上，以便除去对重整催化剂有害的毒物，此外也将使原料中存在的烯烃饱和。

预加氢主要反应有以下几种:
（1）脱硫反应：原料中的硫化物与氢反应生成硫化氢与烃类。

低沸点的硫化合物比高沸点的硫化合物易于脱除,脱硫的难度依烷烃,环烷,芳烃的次序增加
CH3-CH2—S—S- CH2—CH3+3 H2 2CH3- CH3+2 H2 S （2）脱氮反应：原料中的氮化物与氢反应生成氨与烃类。

脱氮比脱硫难,脱氮反应只
有脱硫的1/5
吡咯+4 H2 C-C—C—C+NH3
（3）脱氧反应：有机氧化物(如酚)可通过加氢反应生成水和芳烃分子
+4 H2 + H2O
（4）烯烃加氢饱和反应:烯烃一般在直馏石脑油中很少，但是在未加氢的二次加工石脑油中却很高。

烯烃加氢后生成饱和烃
C=C—C-C+H2 C—C-C—C
（5）脱金属反应:石脑油中的金属杂质（如砷、铅、铜)以金属有机化合物形式存在。

在加氢条件下，金属有机化合物分解,金属沉积在催化剂上面而从油中除去脱硫、烯烃饱和、脱氮都是放热反应，每消耗1m3氢气的反应热分别是8。

1、40。

6、1.8kJ，所以预加氢反应器有温升，但是对于大多数原料油，反应器与反应器损失不
致相等，因此，反应器的温升不大。

2。

2 预加氢的操作参数
影响预加氢的操作参数主要有压力、温度、空速、氢油比。

（1）反应压力:从化学动力学方程看,提高反应压力可以促进加氢反应,有利于杂质的脱除，增加加氢深度,同时也有利于减少催化剂上的积炭，延长催化剂的寿命。

但是反应压力也不是越高越好，提高反应压力要受到设备材质的限制，再者在高压下操作,操作费用和能耗增大。

（2）反应温度:提高反应温度可以加快反应速度,因此提高反应温度可以促进加氢反应，使精制油中的杂质含量下降，但是温度太高会促进裂化反应而使液体产物收率下降，而且催化剂上的积炭加快,缩短催化剂的寿命。

本装置的预加氢反应温度为340℃。

（3）空速:在其它条件一定的情况下，降低空速意味着增加原料与催化剂接触时间，使加氢深度增加,精制油中杂质含量下降.但是过低的空速不仅使装置的处理量下降,而且裂化反应加剧，积炭增加，缩短催化剂寿命；空速过高，加氢效果不好,精制油达不到重整进料的要求。

本装置的空速一般控制在6h-1左右。

（4）氢油比：提高氢油比，也就是提高氢分压,有利于加氢反应,抑制催化剂积炭,但是在处理量不变的条件下,提高氢油比，装置负荷增加，相当于缩短了反应时间,对反应不理。

本装置的氢油比150Nm3/m3.
2.3重整反应
催化重整的化学反应归纳起来主要有以下几种（式中M为金属功能，A为酸性功能)
（1）六元环烷烃脱氢
R M
在所有重整反应中，六元环烷烃脱氢反应速度最快，而且能充分转化成芳烃，是重整最基础的反应,此反应为吸热反应.
（2） 异构化反应：催化重整中异构化反应有两种情况，一种是五元环烷烃异构化成六元
环烷烃;另一种是直链烷烃的异构化。

a. 五元环烷烃异构化脱氢
b. 直链烷烃异构化
C
R —C —C-C-C R-C —C-C
（3） 烷烃的脱氢环化反应
’
R-C —C-C-C
直链烷烃经脱氢及环化反应，使分子重新排列成环烷烃,然后环烷烃脱氢或异构脱氢成芳烃,脱氢环化反应为吸热反应，反应速度很慢。

（4） 加氢裂化反应：烷烃分子C-C 链断裂，经加氢后，产生较轻的烷烃分子。

此反应为 R —C — RH + C-C-C 加氢裂化反应不是希望的反应，但是因为催化剂需要有足够的酸性以促进异构化和
脱氢环化反应，因此不可避免地带来了烷烃和环烷烃的加氢裂化反应。

（5） 脱甲基反应：在一定条件下，催化剂还会使烃类发生脱甲基反应，生产甲烷，同时
R —C —C （6） .
R -R ’H
（7） 生焦反应：烃类的深度脱氢，生成烯烃和二烯烃，烯烃进一步聚合及环化，形成稠
环芳烃，吸附在cut 上,最终转化成积炭而使催化剂失活。

综观上述反应，异构化反应中，生产油的芳烃增加，密度变大,体积便小，生成油收率见效。

在异构化反应中只是分子重新排列，而分子量未变化，氢气未损失,生成油收率可达
100％而辛烷值增加。

在加氢裂解及脱甲基反应中，由于生成气态烃而使生成油收率降低，氢收率及纯度降低。

连续重整装置各反应器主要反应及温降
2。

4重整反应的影响因素及操作参数
（1） 反应温度：重整反应总的热效应是吸热反应,提高反应温度对环烷脱氢、烷烃环化脱
氢和加氢裂化反应都有促进作用。

促进前两种反应对生产芳烃有有利，而过多的加氢裂化反应会导致产品液收率下降，氢纯度也下降，重整反应温度一般控制在初期530℃，末期545℃。

（2） 反应压力：一般低压有利于环烷烃脱氢和烷烃的环化脱氢，并减少加氢裂化反应.
压力低，生成油收率中，芳烃，辛烷值都会升高,氢纯度增加,所以本装置内低压操作，反应压力分别为：一反0.485Mpa;二反0.44 Mpa;三反0。

395 Mpa ；四反0。

35 Mpa ，重整产物分离罐0。

23 Mpa 。

（3） 空速：空速反映了反应时间的长短。

空速过大，反应深度不够，不仅不会获得更多
芳烃产品及更高的辛烷值，反而增加损耗；空速太小，催化剂带焦量高，烧焦再生负荷增加。

空速为1.6L/h 。

（4） 氢油比：氢油比大，氢分压增高，催化剂稳定性好；氢油比小,有利于烷烃环化脱氢
及环烷脱氢，但是催化剂含焦量上升。

2.5 重整催化剂还原
重整催化剂的金属活性组分,只有在还原状态下才具有良好的活性，因此在连续重整过程中,在一号反应器上部料斗与第一反应器之间设置了还原罐，480℃的高纯氢进入还原罐对催化剂进行还原。

还原过程的实质是一种还原反应 。

PtO 2 Pt 2。

6 )
积炭的催化剂如同焦炭一样，是黑色或褐灰色。

烧焦时原来的焦炭发生了化学反应,固
态黑色的炭变成了无色气体二氧化碳或一氧化碳，脱离了催化剂表面.
C CO2或CO
影响重整催化剂烧焦速度的因素有：
（1）催化剂积炭的形状及类型
（2）催化剂的积炭量
（3）烧焦的温度和循环氢量
（4）烧焦过程的补氧量和氧分压
（5）系统残存的烃和H2总量
（6）催化剂流速
3 工艺流程简述
本装置由预处理、重整、催化剂再生等三个部分组成。

3。

1 预处理部分（100单元）
由装置外来的混合石脑油经预加氢进料泵升压后与从预加氢循环氢压缩机出来的含氢气体混合，经与预加氢产物换热和加热炉加热至反应温度后进入预加氢反应器。

在催化剂作用下，石脑油中的硫、氮化物及不饱和烃与氢气反应生成硫化氢、氨及饱和烃，金属杂质则吸附在催化剂上。

反应产物经与进料换热、冷凝冷却后进入预加氢气液分离罐进行气液分离，罐顶含氢气体返回预加氢循环压缩机入口增压循环使用。

罐底液体送入石脑油汽提分馏塔,将轻组分从塔顶拔出，并脱除油中的硫、氮、水等杂质。

石脑油汽提分馏塔底油经与石脑油分馏塔进料换热后即为重整反应进料的精制石脑油。

石脑油汽提分馏塔顶产物经空冷器、水冷器冷凝冷却后进入石脑油汽提分馏塔回流罐，部分H2S、NH3随罐顶气体排出，进入装置燃料气管网；水份从罐底水包排出，罐底液体经回流泵升压后一部分作为回流打回石脑油汽提分馏塔顶，另一部分送入拔头油汽提塔。

拔头油汽提塔顶产物经水冷器冷凝冷却后进入拔头油汽提塔回流罐,油中H2S、NH3随罐顶气体排出，进入装置燃料气管网；水份从罐底水包排出，罐底液体经回流泵升压后作为回流打回拔头油汽提塔顶。

拔头油汽提塔底油经与塔进料换热后送出装置。

石脑油汽提分馏塔采用重沸炉加热，加热炉燃料为燃料气。

拔头油汽提塔采用重沸器加热。

预加氢采用循环氢流程。

因反应过程耗氢很少,少量装置外来的含氢气体补到预加氢循环压缩机入口.必要时，加氢后少量废气可由分离罐顶排出.通过控制预加氢产物分离罐顶压力来控制预加氢反应压力。

由于原料中氯含量较高,本装置在预加氢反应器后面设置了预加氢脱氯反应器。

为了防止预加氢部分的H2S腐蚀和铵盐堵塞,本装置设计了预加氢注水系统，在预加
氢换热器间和预加氢空冷器入口均设有注水点。

预处理部分工艺流程图见L7710—6—PR1/1和L7710—6—PR1/2。

3.2 重整部分（200单元）
重整进料和重整循环氢分别进入重整进料换热器(板式换热器）与重整反应产物换热.油、氢在换热器内混合换热后进入重整进料加热炉，加热后进入重整第一反应器.由于重整反应是吸热反应，所以经反应器反应后温度会降低。

为了保持必要的反应温度，重整部分设有四台反应器，每台反应器前均设有加热炉.
重整反应器内装有重整催化剂，精制石脑油在平均反应压力为0.35MPa（g）的临氢条件下进行反应。

从最后一个反应器出来的反应产物进入重整进料换热器，与反应进料换热并经表面蒸发空冷器冷凝冷却后进入重整产物分离罐进行气液相分离.罐顶气体的一部分作为循环氢，用背压透平驱动的离心压缩机打回重整反应部分；其余气体即重整产氢经过增压机入口分液罐分液后进入两级增压压缩机，压缩后的含氢气体与重整产物分离罐底来的并经泵升压后的液相重整产物相混合.混合物经水冷、氨冷系统等冷凝、冷却后进入再接触罐。

本装置设置的一套氨冷冻系统是为再接触部分提供冷源以提高吸收效果的.由氨液储罐出来的液氨经节流阀节流后进入再接触冷冻器蒸发制冷。

由再接触进料/罐底换热器来的油气混合物在再接触冷冻器中与冷冻介质液氨进行换冷.由再接触冷冻器出来的氨气经氨液分离器分液后进入氨压缩机压缩，出口高温氨气经氨冷凝器冷凝后进入氨液储罐从而完
，并能生产纯度较高的含氢气体.
成氨制冷过程循环。

此流程可较大限度地回收C
5
从再接触罐分出的气体为重整富氢气体产品，其中一部分作为再生提升氢外，其余大部分经脱氯处理后，一部分作为预加氢补氢，另一部分作为产氢出装置。

再接触罐底液体与稳定塔顶回流罐顶来的气体相混合进入液化气吸收罐用以吸收气体中的液化气。

液化气吸收罐顶气体为燃料气，排入装置内燃料气管网；液化气吸收罐底液体用泵送入稳定塔对汽油进行稳定。

自液化气吸收罐底来的液体，与稳定塔底产物换热后进入稳定塔。

稳定塔顶产物经空冷、水冷冷凝冷却后进入稳定塔顶回流罐，罐顶气体与再接触罐底液体混合进入液化气吸收罐。

回流罐底液体一部分泵送至稳定塔顶作回流，另一部分作为液化气产品出装置，稳定塔底油一部分作为高辛烷值汽油组分出装置,一部分经稳定塔底重沸炉加热后返回稳定塔底。

重沸炉燃料为燃料气。

重整部分工艺流程图见L7710—6—PR1/3和L7710—6-PR1/4。

3.3 催化剂再生部分（300单元）
与半再生重整相比，这套装置多了一套催化剂连续再生系统。

催化剂可以在装置开工的条件下从反应器内出来进入再生器进行再生，再生后的催化剂再返回反应器.
a）再生回路
在催化剂再生回路中，自再生气循环压缩机出口来的再生气体分为两部分,主体部分用于两段烧焦.含O2 0.8%（V）再生气体经过与烧焦产物气体换热，电加热器加热后进入再生器。

烧焦气体首先预热进入再生器烧焦区的催化剂，然后流经一段烧焦区的径向床层后在中心管处汇合送出再生器，在再生器外与空气及急冷气混合以调节二段烧焦区入口的氧含量和温度，然后再送回再生器二段烧焦区。

该股烧焦气体氧含量为0.8％（V），流经二段烧焦区床层后进入催化剂的检查区。

在检查区，另外一股含氧 1.0％（V)的惰性气体进入再生器,在确保催化剂上的积碳全部烧完后与烧焦气体在中心管处混合。

混合后的气体氧含量约为0。

3～0。

7％(V），经烧焦进料换热器和水冷器换热冷却后进入再生气洗涤塔,以去除气体中的HC1、CO2等物质。

经过洗涤和干燥的气体回到再生气循环压缩机经升压后循环使用.
自再生气循环压缩机出口来的小部分气体用于催化剂的氧氯化。

该股气体在注水泵注水后经氧氯化电加热器升温至氧氯化区的操作温度，经注氯泵注氯后进入再生器的氧氯化区。

用于焙烧的气体为干燥空气（气体露点〈－40℃)经焙烧电加热器加热后自再生器底部进入再生器。

氧氯化区的气体及焙烧用的干燥空气在氧氯化区进行混合。

因此氧氯化区的气体是由两部分组成的：（1)约50％的气体是经过焙烧区的空气;（2)约50%的气体是自再生循环压缩机来的注有氯化物和水的气体.该气体的组成如下：
氧含量:10~20%
氯含量：1000ppm wt
水含量：8000ppm wt
氧氯化区的出口气体经氧氯化进料换热器换热后与洗涤塔流出的碱液混合，在中和了气体中的氯化物之后排往大气。

b）催化剂循环回路
各反应器下部均设有下部料斗和提升器，顶上设有上部料斗。

再生器上部设有缓冲罐和闭锁料斗，下部也设有下部料斗和提升器。

催化剂依次从一反到二反、三反、四反都是通过含氢气体输送的，从四反底部至再生器顶部以及从再生器底部至一反顶部的催化剂是通过氮气输送的。

在各反应器和再生器内，催化剂的流动是通过重力进行的.
待生催化剂从四反底部经N2提升进入上部缓冲罐，通过重力由上部缓冲罐进入闭锁料斗,然后进入再生器进行再生;再生后的新鲜催化剂从再生器底部用N2提升至一反上部料斗，催化剂通过重力流经一反顶部的还原罐用高纯度的H2在一定温度下对催化剂进行还原；还原后的催化剂通过重力流至一反，从而完成催化剂待生、再生、还原的全过程.
催化剂的输送流率是由一次气体和二次气体共同控制的。

在保证总提升气体量恒定的前提下,一次气体起提升作用,而二次气体起控制催化剂提升量的作用。

c）再生隔断和安全联锁系统
(1）为了防止反应系统的烃类进入N2提升系统和还原罐，在四反底部和一反顶部的上部料斗和还原罐之间设置了特殊的自动隔离阀，当出现此类事故的可能性时，隔断阀将通过程序自动关闭。

（2）为了防止再生系统的O2气进入N2提升系统，在再生器下部料斗和提升器之间的密封料腿上设置了特殊的自动隔离阀,通过程序来控制此阀的关闭以防止事故的发生。

（3）为了保证再生系统安全操作,在反应器下部料斗和再生器下部料斗上都设置了密封气体以保证下部料斗压力比上部反应器和再生器的压力要稍高,同时比下部提升器的压力也稍高，当密封气体流量低于某一数值，联锁程序将自动关闭隔断阀再生系统与反应系统隔断.
催化剂再生部分工艺流程图见L7710—6-PR1/5和L7710-6—PR1/6.
3.4催化剂提升的控制方案：
再生的催化剂在重力的作用下由D-304进入D—305中，D-304的氮气密封由PDIC-3007控制,保证D—304压力0.55Mpa，高于D—303底压力（0.345Mpa）和D-305压力（0。

535Mpa），在D—304与D-305之间加一电磁切断阀UV-3013。

D-305中的催化剂，在一次气、二次气的作用下通过催化剂提升管进入D-310中，一次气流量用FIC—3010控制，孔板测量流量为一、二次气总量，二次气流量由PDIC－3006控制，PDIC-3006可手动设定（此压差为D-310顶与D—305底压差)，催化剂在氮气的作用下进入D—310.
氮气提升气通过D-310顶去M－306除尘循环使用，催化剂料位由LIC-3111控制，在D-310底部设一氮气密封用以保证D-310压力（0。

505MPa）高于D—311压力（0.495MPa），流量由FIC—3011控制，在D—310与D-311之间设一电磁切断阀UV-3014。

催化剂在重力的作用下由D-310进入D—311,催化剂在D—311中由氢气还原,还原氢气由F-304加热，温度由TIC—3007控制，还原气出口流量由PDIC-3012控制，PDIC—3012(D-311底部与R—201顶压差），而D-310底压差与D—311顶压力差PDIC-3019则控。