再生时再生系统应先引氮气升压，而后补进一定量的空气，以保证再生气的氧含量。由于再生气需要干燥及脱硫，因而再生时要将分液罐及再生气干燥器、脱硫器切入。
烧焦前将切换出的反应器先用氮气置换然后切入再生流程。
再生循环压缩机C-602入口管线氮气充压线充入氮气，待再生系统压力充气0.15MPa。启动再生循环压缩机C-602，增压的氮气经过再生换热器E-604壳程和再生加热炉R-602升温，从反应器顶进入反应器，烟气底部出来经再经换热器E-604和冷却器E-605进入再生分液罐V-602.罐顶部部分气体经 PIC-6103放空，控制再生系统压力，底部间歇排出凝结水。从顶部出来的再生气进入脱硫灌D-601，脱除微量二氧化硫后，进入干燥灌D-602脱除微量饱和水，再经E-604壳程返回再生循环压缩机C-602，再生氮气循环使用。实际操作中，应根据反应器内床层温度及再生气中氧含量的变化情况，适量补充空气。
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再生操作条件：再生温度 380-520C
再生压缩机出口压力 0.45MPa
入口压力 0.15 MPa
3
再生气循环量 10000-12000NM/h 2 干燥剂再生：
再生气干燥器(D-602)内装分子筛干燥剂。 由于催化剂再生时产生的少量水份将被干燥剂吸附，因而经过数次再生后，干燥剂将因吸附大量水份而饱和失效，此时应及时对干燥剂进行再生。再生气体为氮气（若氮气资源匮乏，也可用净化空气）。
方法：
改好流程：
E605 V602 C602 V603 E604 F602 D601 D602
从再生压缩机C-602入口补入氮气系统升压；
启动压缩机氮气升压循环，点再生炉F-602，再生气升温；
干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。
干燥剂再生也可利用催化剂再生后的烟气进行再生。过
程如下：
再生完成后，床层温度降至450℃，再生炉降温或熄火。将流程切入干燥剂再生流程，开始干燥剂再生。
干燥器内床层温度升至200℃后，恒温12小时，然后熄灭F-602，干燥器降温，降温至60℃后停再生气压缩机，干燥剂再生结束。
脱硫剂更换
为保证再生气脱硫效果，脱硫器（D-601）内的脱硫剂应定期卸出更换。根据原料的硫含量一般为每1－2年更换1次。
1.1.3.3 吸收稳定部分
1.1.3.3.1 凝缩油部分
从气液分离罐V601罐顶出来的富气经气压机C601入口分液罐V608脱液后进入气压机升压，二级出口压缩富气，一路去反飞动调节阀PV6106A用以补充反应压力的不足，另一路和吸收塔底的富吸收油及解吸塔T602顶解吸气一起进入凝缩油冷却器E609，油、气、水一同进入凝缩油罐V609进行气液分离，气相返回吸收塔T601底部；污水定期排至污油罐；其余液相用凝缩油泵P603抽出，一路与稳定塔T603底油换热打入解吸塔中部，另一路直接进入塔顶部。 1.1.3.3.2 吸收塔部分
粗芳烃用反应产物泵P601加压后，经吸收塔进料调节阀LIC6101进入吸收塔四层，塔顶打入。稳定芳烃由稳定塔底泵P607加压作为补充吸收剂。由于吸收过程是放热过程，为了增强吸收效果取走吸收过程的剩余热量，吸收塔中部设有两个中段回流。吸收塔中段油由吸收塔中段泵P602分别从8曾和31层抽出加压后，经中段冷却器E610冷却，中段流控阀LIC6204后返回到塔9层和32层，和来自塔底的凝缩油气相进行传质传热。吸收C3、C4的富吸收油从塔底用泵P604抽出打到凝缩油冷却器进入凝缩油罐，塔顶出来的贫气经干气冷却器E617进入干气分液罐V611，从干气分液罐顶出来的干气经吸收塔压控调节阀PIC6201送入高压瓦斯管网。
1.1.3.3.3 解吸塔部分
凝缩油泵将凝缩油罐液相由解吸塔总进料调节阀LIC6201控制液面，一路直接送入解吸塔顶部，另一路经解吸塔进料换热器E611进入解吸塔第9层。解吸塔底重沸器E612用导热油作热源。塔底的轻组分上升，和塔顶下来的凝缩油及富吸收油组成的混合液逆向接触进行单项传质传热。C1、C2的轻组分被解吸出来，混合液送入凝缩油冷却器冷却回收液化气组分，不凝气经凝缩油气返线进入吸收塔。脱出C1、C2的解吸塔底油用泵P605加压后，经稳定塔进料换热器E613，打入稳定塔的第十八、二十二、二十六层塔盘。 1.1.3.3.4 稳定部分
稳定塔底用导热油作热源为稳定塔底重沸器E615提供热量。由于各组分的沸点不同，塔底的轻组分沿塔盘逐层上升，与进入稳定塔的脱乙烷混芳进行传质传热。C3、C4组分以气态从塔顶出来进入液态烃冷却器E614冷却后进入液态烃罐V610。进行气液分离，不凝气经稳定塔压控调节阀PIC6202B，一路并入高压瓦斯管网，另一路并入低压瓦斯管网放火炬。液态烃罐的液相用泵P606抽出，一路经稳定塔顶回流调节阀T6213送回稳定塔顶作回流，控制塔顶温度和液态烃产品质量，一路经液态烃出装置调节阀LIC6206去球罐。稳定塔底油一路去重沸器E615，一路靠自压进稳定塔进料换热器E613与解吸塔底油换热，再进入解吸塔进料换热器E611换热后，一路经冷却器E616冷却后，用泵P607抽出加压后，经补充吸收剂调节阀FV6209打入吸收塔顶作补充吸收剂，另一路直接出装置或经分馏进料加热器E623给分馏区四塔进料。
1.1.3.4 分馏部分
分馏塔的进料是稳定塔底混合芳烃经冷却器E616A/B前靠自压送出，通过分馏塔总进料调节阀FIC6205控制流量（根据进料量不同而不同），在换热器E623中加热到127℃，分为四路给分馏区四个分馏塔并行进料。
一路由T604进料调节阀LIC6202控制流量，作为T604进料进入塔T604下进料段。塔顶蒸汽经冷凝器E618冷凝至40℃进入回流罐V612，再由泵P608抽出，作为回流打到T604塔顶，当回流罐内重芳烃含量少时，经调节阀LIC6302送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E624，由导
热油加热后靠比重差返回塔底。
另一路由T605进料调节阀LIC6301控制流量，作为T605进料。塔顶蒸汽经冷凝器E620冷凝至40℃进入回流罐V614，再由泵P609抽出，一部份作为回流打到T605塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6304送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E625，由导热油加热后靠比重差返回塔底.
另一部分由T606进料调节阀FIC6303控制流量，作为T606进料。塔顶蒸汽经冷凝器E619冷凝至40℃进入回流罐V613，再由泵P610抽出，一部份作为回流打到T606塔顶，另一部分作为产品经调节阀FIC6306送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E626，由导热油加热后靠比重差返回塔底。
另一部分由T607进料调节阀FIC6305控制流量，作为T607进料。塔顶蒸汽经冷凝器E621冷凝至40℃进入回流罐V615，再由泵P611抽出，一部份作为回流打到T607塔顶，另一部分作为产品经调节阀LIC6308送至成品汽油罐中。塔底液一部分靠自流进入重沸器E627，由导热油加热后靠比重差返回塔底，四个分馏塔塔底部分重芳烃含量合格，经泵P615加压后经冷却器E622冷却至40℃由调节阀LIC6307控制流量，送至成品柴油罐中。
T605、T606、T607塔顶回流罐都设有不合格线，T604、T605、T606塔底抽出也都设有不合格线，在开工或事故状态时使用。
重芳烃出装置调节阀后设有开工循环线与热进料进料线连接，作为开工冷循环用。
当塔顶、塔底物料严重污染时可从不合格线打入废品线中，送至成品汽油罐。 四、工艺指标
主要工艺指标
名称 1 2 3 4 5 项 目 R601A/B压力 ≤ 脱碱氮罐压力 ≤ T601压力 ≤ T602压力 ≤ T603压力 ≤ 单 位 MPa（G） MPa（G） MPa（G） MPa（G） MPa（G） 指 标 0.35 1.5 1.1 1.25 1.0 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 T604 压力 T605 压力 T606 压力 T607 压力 R601A/B入口温度 R601A/B床层温度 T601顶温 ≤ T602釜温 T603顶温 ≤ T603釜温 T604顶温 ≤ T604釜温 原料炉出口温度 V601液位 V609液位 V610液位 V605液位 ≤ V611液位 ＜ T601液位 T602液位 T603液位 T604液位 T605液位 T606液位 T607液位 酸洗循环量 补充吸收剂入吸收塔温度 原料水洗罐液位 原料酸洗罐液位 车用气水洗罐液位 车用气碱洗罐液位 MPa（G） MPa（G） MPa（G） MPa（G） ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ ％ t/h ℃ ％ ％ ％ ％ 0.01 0.01 0.01 0.01 330～390 330-420 28 96--105 55～60 150～180 110～120 220～240 260～330 40～60 40～60 30～70 20 20 40～60 40～60 40～60 20～60 40～60 40～60 40～60 10～30 20～25 30～70 30～70 40～60 40～60