催化裂化生产实习报告.docx

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催化裂化生产实习报告

目录

第1章生产实习的目的与要求………………………………………………………………1

第2章实习公司概述……………………………………………………………………………2

第3章装置概况及工艺流程……………………………………………………………….....3

3.1装置概况……………………………………………………………………………….….....3

3.2工艺原理……………………………………………………………………………….......10

第4章工艺改造方案……………………………………………………………………...…..11

第5章实习心得体会……………………………………………………………….................12

第一章生产实习的目的与要求

目的：

教学中不可缺少的重要环节，通过生产实习是我们更好的获得实际的生产技术知识，为后续的专业学习打好基础，也培养我们独立分析问题与解决问题的能力，通过生产实习接触社会，与工人师傅打成一片，也是了解国情，了解企业管理，增强劳动观念，为祖国建设事业心于责任感。

了解工人师傅丰富的实际经验，对我们来说是难得的锻炼机会，须遵守大连理工实习大纲的要求，全面完成这次生产实习的要求。

要求：

1．每个学生要有严格的组织性与纪律性。

2．认真学习安全教育课。

3．进厂不准动任何阀门、和任何一切设备。

4．认真仔细观察住岗位工艺路线、主要设备性能。

5．不可吸烟，必须执行安全准则。

6．不准在实习期间大闹、践踏草坪。

第二章工厂概况

中国石油天然气股份有限公司大连石化分公司（简称中国石油大连石化公司）是中国大型炼油化工生产企业，现有炼油生产装置48套，化工生产装置7套，年原油加工能力1050万吨，能生产汽油、煤油、柴油、润滑油、石蜡、苯类、聚丙烯、细旦纤维等石化产品200多种。

公司地处黄海之滨天然不冻良港大连湾内，有自备海运码头和铁路栈桥，海陆运输条件完善，是我国重要的石化产品出口和转运基地之一，有多种高标号、环保型主导产品销往国际市场。

公司致力于强化企业管理,先后荣获全国首批荣获企业管理金马奖、全国质量效益型企业、全国节约能源先进企业、全国企业管理优秀企业、全国环境保护先进单位、全国设备管理先进单位、全国职工思想政治工作先进企业、全国“五一”劳动奖状等20多个国家级荣誉称号。

多年来，公司坚持“质量第一，以人为本，以质取胜，走质量效益型道路”的质量方针，产品出厂合格率连续23年保持100%。

公司的“七星”注册商标为全国驰名商标，辽宁省著名商标，在国内外用户中享有良好的信誉，公司生产的“七星”牌成品油、石蜡，“岩山”牌聚丙烯树脂、短纤维为辽宁名牌产品。

公司自1996年整体通过ISO9002质量体系认证以来，连年通过了复评。

公司始终坚持经济效益与社会效益并重,注重做好环境保护工作,“三废”排放完全达到国家规定标准，先后获大连市、辽宁省、全国的“花园式工厂”及全国绿化先进单位等荣誉,公司自1997年开始全面推行健康、安全与环境（HSE）管理，并于2002年同时通过了ISO9000质量体系2000版的换版认证和ISO14000环境管理体系认证。

公司大力实施企业文化战略，把加快人才培养和技术进步作为推进公司发展的重要手段，努力构筑“高品位、高智能、高水平”的企业文化平台，造就高素质的员工队伍，塑造企业形象，提升企业核心竞争力和整体价值，推动企业健康持久发展。

公司恪守诚信经营，2002年被评选为省级“重合同守信用”单位，2003年公司又荣获全国“守合同重信用”企业荣誉。

公司于“十五”建设期间，以建设具有国际竞争力的标志型炼化企业为目标，全面推进科学管理，经济效益不断提高，名列中国石油炼化板块前茅，2002年实现销售收入132亿元,上缴税费9.2亿元,连续多年位列大连市纳税大户榜首,2002年获辽宁省的纳税百强企业。

目前，公司正在抓紧实施“十五”建设计划，至2005年完成整个“十五”建设任务，届时，公司的原油加工能力将增长一倍，一个更大、更强、更具竞争能力的现代化炼化企业将屹立于黄海之滨。

第三章装置概况及工艺流程

3.1装置概况

3.1.1装置简介

大连石化分公司3.5Mt/a重油催化裂化联合装置是公司“十五”工程期间的第一套装置，目的是满足公司已、二加工能力配套的要求，并与“十五”规划的单流程相匹配，把大连石化建成原油加工能力为2000

的大型炼油基地。

该装置建成后，大连石化原油加工能力将达到1000

.该装置为洛阳石化工程设计公司设计，中油一建和六建承建，是目前国内最大的催化裂化装置。

装置从2001念11月破土动工，到2002念11月建成投产，仅历时一年时间，建设周期短，创国内催化装置建设之最。

2002年11月18日，实现投料试车一次成功。

装置在2003年10月15日按计划停工检修。

装置在运行一年的时间里，暴露了一些问题，这些问题主要是装置大型化带来的。

在装置停工检修期间，我们针对第一周期运行中出现的问题进行了相应的改造与完善。

2003年10月28日再次开车，装置运行良好。

经标定合格，装置的处理量、轻油回收率、能耗达到并超过了设计指标。

350吨/a重油催化裂化联合装置，包括反应-再生、分馏、吸收稳定、能量回收机组、余热锅炉、产品精制和余热回收共七部分。

占地面积23400

。

装置设计原料分为近期与远期，近期原料为42%的大庆减压蜡油和58%的大庆减压渣油的混合油，残炭为5.05%；远期为92%RDS尾油、5.53%的减压蜡油和1.51%的减压渣油和混合油，残炭为5.85%。

3.1.2工艺原理

3.1.2.1催化裂化部分

催化裂化是炼油工业中重要的二次加工过程，是重油轻质化的重要手段。

它是原料油在适宜的温度、压力和催化剂存在的条件下，进行分解、异构化、氢转移、芳构化、缩合等一系列化学反应，原料油转化成气体、汽油、柴油等主要产品及油浆、焦炭的过程。

催化裂化的晕啊料来源广泛、主要是常减压的馏分油、常压渣油、减压渣油以及丙烷脱沥青油、蜡膏、蜡下油等。

随着石油资源的日趋缺乏与原油的变重，处理的原料可以是全常渣或者是全减渣。

在硫含量较高时，则需用加氢脱硫装置处理，提供催化原料。

催化裂化具有轻质油收率高、汽油辛烷值较高、气体产品中烯烃含量较高等特点。

催化裂化生产主要包括：

反应再生部分：

完成原油转化。

原料油通过反应器与催化剂接触并反应，不断输出反应产物，催化剂则在反应器和再生器之间不断循环使用，在再生器中通入空气烧去催化剂的积炭，恢复催化剂的活性，使催化剂循环。

烧焦放出的热量又以催化剂为载体，不断带回反应器，供给反应所需的热量，过剩热量由外取热器取出并加以利用。

分馏部分：

根据反应油气各组分沸点不同，将它们分离成夫妻、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆，并保证产品干点、轻柴油凝固点和闪点合格。

吸收稳定部分：

利用组分之间在液体中溶解度的差异把不同富气和粗汽油分离成干点、液液化气、稳定汽油。

控制好干起中

3.1.2.2产品精制部分

产品精制装置为350

t/a重油催化的配套转装置，该装置是对汽油托硫化氢及脱硫醇处理，保证铜片腐蚀不大于1级，硫醇含量不大于10ppm,对干气进行脱硫化氢处理，保证干气的硫化氢含量小于20mg/m3，对液化气脱硫化氢及脱硫醇处理，使硫化氢+硫醇含量小于20ppm。

汽油脱硫醇部分：

该部分采用美国MERICHEM专利技术，即纤维膜脱硫技术。

核心设备是纤维膜接触器，使汽油与碱液这两种互不相溶液体非分散性接触，汽油中的硫化氢与硫醇在催化剂的作用下，被分别氧化成硫代硫酸钠及二硫化物。

经分离后硫代硫酸钠溶于碱，二硫化物溶于汽油。

间断注入新鲜碱液与碱渣。

干气、液化气脱硫、脱硫醇部分：

干气与液化气脱硫采用胺法脱硫，脱硫剂选用复合型甲基二乙醇胺（MDEA）.脱硫后的富胺液送至气分装置再生后循环使用。

液化气脱硫醇采用预减法脱硫化氢、催化剂碱液抽提脱硫醇工艺，催化剂碱液再生后循环使用。

3.2工艺流程及说明

3.2.1催化裂化部分

1）反应—再生

混合原料油（90°C）从装置外自吸进入原料油泵（p1201A,B），抽出后经原料油—顶循环油换热（E1206A,B）换热至180°C，最终经原料油—顶循环油浆换热器（E1215A,B）加热至200°C左右，分十路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（R1101A）下部；自分馏部分来的回炼油和回炼油浆混合后即可以进入提升管反应器中部，也可以进入原料集合管，同原料一起进入提升管反应器下部，与700°C高温催化剂接触完成原料的升温,气化及反应，515°C反应油与待生催化剂在提升管出口经三粗粗旋风分离器得到迅速分离后经升气管进入沉降器六组单级旋风分离器，在进一步出去携带的催化剂细粉后，反应油气离开沉降器，进入分馏塔（T1201）.

积碳的待生催化剂先经粗旋的气提设施初步气提后进入气提段，在此与蒸汽逆流接触一进一步气提催化剂所携带的油气，气提后的催化器沿待生斜管下流，经待生滑阀进入再生器（R1102）的烧焦罐下部，与自二密相来的再生催化剂混合开始烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，烧去约90%左右的焦炭，同时温度升至约690°C。

较低含碳的催化剂在烧焦罐顶部经大孔分布板进入二密相，在700°C条件下，最终完成焦炭及CO的燃烧过程。

再生催化剂经再生斜管及再生滑阀进入提升管反应器底部，在干气及蒸汽的提升下，完成催化剂加速，分散过程，然后与原料接触。

再生器烧焦所需的主风有主风机提供，主风机自大气进入主风机（B1101）,升压后经主风管道，辅助燃烧室及主风分布管进入再生器。

再生产生的烟气经16组两级旋风分离器分馏催化剂后，再经三级旋风分离器（CY1104）进一步分馏催化剂后进入烟气轮机（BE1101）膨胀做功，驱动主风机（B1101）。

从烟气轮机出来的烟气进入预热锅炉进一步回收烟气的热能，使烟气温度降到201°C以下，最后经烟囱排入大气。

当烟机停运时，主风由备用风机提供，此时再生烟气经三旋后由双动滑阀及降（PR01101）降压后再进入预热锅炉。

开工用的催化剂由冷催化剂罐（V1101）或热催化剂罐（V1102）压送至再生器，正常补充催化剂可由催化剂小型自动加料器（V1115）输送至再生器。

CO助燃剂由助燃剂加料（V1114），助燃剂罐（V1113）用非净化压缩空气经小型加料管线输送至再生器。

为保持催化剂活性，需从再生器内部定期卸出部分催化剂，送至废催化剂罐（V1103），此外由三级旋风分离器回收的催化剂，由三旋催化剂出料罐（V1108）压送至废催化（V1103）.

2）热工

装置发汽设备包括：

外取热器（两台）、循循环油浆蒸汽发生器（两组），分馏二中蒸汽发生器及余热锅炉等组成。

其中外取热器用一台汽包，循环油浆蒸汽发生器每两台为一组，每组共同用一台汽包，分馏二中蒸汽发生器及余热锅炉各用一台汽包，因此本装置系统中共设有五台汽包，其中外取热器、油浆蒸汽发生器及分馏二中蒸汽发生器分别用烟气与催化剂、循环油浆及分馏二中回流油作为热源，而余热锅炉则用再生烟气作为热源。

自系统来的除盐水送至装置分流塔顶油气换热器加热，将水温提高到90℃，然后进入大气旋模式除氧器（V1501A、B）。

除盐水经除氧后由中压锅炉给水泵（P1501A、B、C、D）加压进入余热锅炉（B1501）的水-水换热器进行换热（热源来自一级省煤出口），然后进入省煤器中预热至170℃。

预热后的除氧水分别送至余热锅炉（B1501）汽包、外取热器汽包（V1401）、循环油浆蒸汽发生器汽包（V1402AB）及分馏二中蒸汽发生器汽包（V1403），其上水流量分别由各自汽包液位控制。

装置（余热锅炉）产的250t/h中压过热蒸汽除约26.8t/h自用，其余223.2t/h全部送至电厂汽轮机做功。

装置开工时用的中压过热蒸汽由电厂供给，装置正常生产及开工用的1.0MPa蒸汽由系统管网供给。

为保证装置生产安全的可靠性，在中压蒸汽管网与低压蒸汽管网之间设置了减温减压器，其作用如下：

①装置自产的中压过热蒸汽减温减压；②系统来的中压过热蒸汽减温减压；③中压饱和蒸汽减温减压。

自烟机来的484℃再生烟气正常情况下进入余热锅炉（B1501），温度降至200℃后排至烟囱。

余热锅炉（B1501）投入运行前再生烟气可经过旁路烟道排至烟囱。

余热锅炉（B1501）投入运行前再生烟气可经过旁路烟道排至烟囱。

本装置由于再生部分过剩热量较大，装置总取热负荷约85480kW，设计采用两台外取热器，同时在再生器内设置蒸汽过热管，以过热部分装置产的中压蒸汽。

两台外取热器一台采用气孔外循环式，一台采用阀控式。

取热管均采用大直径的翘片管，水汽循环采用自然循环方式。

另外，在过热器和省煤器之间设蒸发段，因烟机停用时，进入余热锅炉的烟气温度很高，经过热器后的温度仍可是省煤器内的除盐水沸腾，而使装置中发汽设备的汽包液位无法控制。

增加蒸发段后，用余热锅炉（B1501）汽包与蒸发受热面之间的自然循环，吸收烟气的热量而产生的蒸汽回到余热锅炉汽包（B1501）。

3）分馏

分馏塔（T1201）共有34层塔盘，塔底部装有7层人字挡板。

由沉降器来的反应油气进入分馏塔底部，通过人字型挡板与循环油浆逆流接触洗涤反应油气中催化剂并脱过热，使油气呈“饱和状态”进入分馏塔进行分镏，油气经过分馏后得到气体、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆。

为提供4足够的内部回流和使塔的负荷分布均匀，分馏塔分别设有四个循环回流。

分馏塔顶油气经分馏塔顶油气-除盐热水换热器（E1201A-H）换热后，在经分馏塔顶油气干式空冷器及分馏塔顶油气冷凝冷却器（E1202A-P、E1203A-H）冷至40℃进入分馏塔顶油气分离器（V1203）进行气、液、水三相分离。

分离出的粗汽油经粗汽油泵（P1202A/B）课分为两路，一路作为吸收剂经粗汽油冷却器（E1220）使其温度降至35℃打入吸收塔（T1301），另一路作为反应终止剂打入提升管反应器终止段入口。

富气进入气压机（C-1301）,含硫的酸性水流入酸性水缓冲罐（V1207），用酸性水泵（P1203A、B）抽出，一部分作为富气洗涤剂、提升管反应终止剂，另一部分送出装置。

分馏塔多余热量分别由顶循环回流、一中循环回流、二中循环回流及油浆循环回流取走。

顶循环回流自分馏塔第四层塔盘抽出，顶循环油泵（P1204A-D）升压，经原料油-顶循环油换热器（E1206A、B）、顶循环油-热水换热器（E1204A-D）换热温度降至95℃左右后，再经顶循环油空冷器（E1205A-D）调节温度至80℃左右返回分馏塔第一层。

一中段回流油自分馏塔第二十一层抽出，用一中循环油泵（P1206A、B）升压，经稳定塔底重沸器（E1311）、原料油-分流一中段油换热器（E1207）、分流一中段油-热水换热器（E1208）换热，将温度降至200℃左右返回分馏塔十六、十八层。

轻柴油自分馏塔第十五、十七层自流至轻柴油汽提塔（T1201），汽提后的轻柴油由轻柴油油泵（P1205A、B）加压后，经原料油-轻柴油换热器（E1210A、B）、轻柴油-富吸收油换热器（E1211）、轻柴油-热水换热器（E1212A、B）、轻柴油空冷器（E1213A-D）换热冷却至60℃后，再分成两路：

一路作为产品出装置；另一路经贫吸收油冷却器（E1214A、B）使其温度降至35℃送至再吸收塔（T1303）作为再吸收剂。

二中及回炼油自分馏塔第三十三层自流至回炼油罐（V1202），经二中及回炼油泵（P1207A、B）升压后，一路与回炼油浆混合进入提升管反应器，另一路返回分馏塔第三十三层，第三路作为二中段循环回流，经换热器（E1209）发3.5MPa级饱和蒸汽后，将温度降至270℃返回塔内，第四路作油浆过滤系统浸泡油。

油浆自分馏塔底分为两路，一路由循环油浆泵（P1208A-C）抽出后经原料油-循环油浆换热器（E1215A、B）、循环油浆蒸汽发生器（E1216A-D）发生3.5MPa级饱和蒸汽，将温度降至250℃左右后，分上下两路返回分馏塔。

另一路由产品油浆泵外甩泵（P1209A、B）抽出后再分为两路，一路作为回炼油浆与回炼油混合后直接送至提升管反应器（R1101），另一路经油浆过滤器后，经产品油浆冷却器（E1217A、B;E1218A、B）冷却至90℃，作为产品油浆送出装置。

为防止油浆系统设备及管道结垢设置油浆阻垢剂加注系统。

桶装阻垢剂先经化学药剂吸入泵（P1103）打进化学药剂罐（V1105），然后由化学药剂注入泵（P1101A、B）连续注入循环油浆泵（P1208A-C）入口线。

4）吸收稳定

从V1203来的富气进入气压机一段进行压缩，然后由气压机中间冷却器冷至40℃后，进入气压机中间分离器（V1301）进行气、液分离。

分离出的富气再进入气压机二段，二段出口压力（绝）为1.6MPa.气压机二段出口富气与解吸塔顶气及富气洗涤水汇合后，先经压缩富气干式空冷器（E1301A-D）冷凝后与吸收塔底油汇合进入压缩富气冷凝冷却器（E1302A-D）进一步冷却至40℃后，进入气压机出口油气分离器（V1302）进行气、液、水分离。

经V1302分离后的气体进入吸收塔（T1301）进行吸收，作为吸收介质的粗油气分别自第四层或第十三、十九层进入吸收塔，吸收过程放出的热量由两中段回流取走。

其中一中段回流自第七层塔盘下集油箱流入吸收塔一中回流泵（P1305A、B）,升压后经吸收塔一中段油冷却器（E1303）冷却至35℃返回吸收塔第八层塔盘；二中段回流自第三十层塔盘下集油箱抽出，由吸收塔二中回流泵（P1306）送至吸收塔二中段油冷却器（E1304）冷却至35℃返回吸收塔第三十一层塔盘。

经吸收后的贫气至再吸收塔（T1303）用轻柴油作吸收剂进一步吸收后，干气分为三路，一路至提升管反应器作预提升干气，另一路做油浆过滤器反冲洗干气；第三路至产品精制脱硫，送出装置。

塔底富吸收油经过与轻柴油换热（E1211）后，返至分馏塔T1201第13层。

凝缩油由解析塔进料泵（P1303A、B）从V1302抽出后进入解吸塔（T1302）第一层，由解吸塔中段重沸器（E1306）、解吸塔底重沸器（E1310）提供热源，以解吸出凝缩油中

及小于

组分。

解吸塔中段重沸器（E1306）采用热虹吸式，以稳定汽油为热源；采用热虹吸式的解吸塔底重沸器（E1310）一1.0Mpa蒸汽为热源，凝结水进入凝结水罐（V1304），经凝结水—热水换热器（E1312A、B）送至电厂。

脱乙烷汽油由塔底脱乙烷汽油泵抽出，经稳定塔进料换热器（E1305）与稳定汽油换热后，送至稳定塔（T1304）进行多组分分馏，稳定塔底重沸器（E1311）也采用热虹吸式并由分馏塔一种段循环回流油提供热量。

液化石油气从稳定塔顶馏出，经稳定塔顶油气干式空冷器（E1315A--F）、稳定塔顶冷凝冷却器（E1316A--F）冷至40℃后进入稳定塔塔顶流罐（V-1303）。

经稳定塔顶回流油泵（P1308A、B）抽出后，一部分作为稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至产品精制脱硫、脱硫醇。

稳定汽油自稳定塔底先经稳定塔进料换热器（E1305）、解吸塔中段重沸器（E1306）、稳定汽油—热水换热器（E1308A--D）、稳定汽油冷却器（E1309A、B）冷却至40℃，一部分由稳定汽油泵（P1309A、B）加压后，经补充吸收剂冷却器（E1314）冷至35℃后送至吸收塔作吸收剂，另一部分作为产品至产品精制脱硫醇。

5）公用工程

a）1.0Mpa蒸汽系统：

1.0Mpa蒸汽从装置外管网进入装置内1.0Mpa蒸汽管网，经蒸汽分水器V1117后供装置反再系统、分馏系统、吸收稳定系统和机组等各点用汽，同时供给产品精制系统用汽。

另外从中压蒸汽系统来的一部分中压蒸汽经减温减压器并入装置内1.0Mpa蒸汽管网。

在正常生产时装置用1.0Mpa蒸汽大都从装置外进入，只有一小部分从减温减压器来。

如果装置外蒸汽管网出现问题，则必须大量使用从减温减压器来的1.0Mpa蒸汽，以确保全装置的平稳运行。

b）净化风、非净化分系统：

0.7Mpa净化风进入装置后直接进入净化风罐V1110，从罐顶出来后，除供给滑阀吹扫用风、仪表风、产品精制用风、催化剂小型加料流化用风和自动加料器等用风外，还有一路进入净化风罐V1111，供烟机密封、放火炬蝶阀、气压机入口蝶阀、防喘振阀、阻尼单向阀等用风

0.7Mpa非净化风进入装置后直接进入非净化风罐V1112，供给反再系统松动用风、催化剂罐松动冲压用风、辅助燃烧室用风、再生器燃烧油用风、催化剂加卸料输送用风和工艺管线吹扫用风等，还分出一条线供产品精制系统用风。

C）余热回收站：

余热回收站主要由热媒水循环泵（P1601A、B）、隔油罐（V1601A、B）、油水分离器（V1603A）、高效除油纤维过滤器（FI1601A）、蒸汽加热器（E1602A）、海水冷却器（E1601A、B）以及各类仪表、加药与取样设备构成。

热媒水在热源处取热，温度升高后进入隔油罐，经过隔油罐进入热媒水循环泵，热媒水经水泵升压送到各用户使用，热媒水回水返回到余热回收站再回到热源进行加热，如此形成闭路循环系统。

其中一部分热媒水经油水分离器和高效纤维过滤器，出去热媒水中的悬浮物和油，然后进入热媒水循环泵入口。

为了保证气分装置用水条件，设置了临时加热器（E1602A），用1.0Mpa蒸汽加热热媒水供水。

如果热媒水回水温度较高，影响与催化装置的工艺介质换热，可通过海水冷却器（E1601A、B）将回水冷却，然后再送入催化装置取热。

d）污水预处理：

自装置来的含油污水进入污水提升池（以下简称

污水池），经污水提升泵送入油水分离器（RA--01），再油水分离器中依靠有水的比重进行油、水的分离。

分离出的污水进入处理后污水提升池（以下简称

污水池），经处理后污水提升泵送至污水处理场；分离出的污油进入污油提升池（以下称为污油池），经污油提升泵送入装置的污油管道（二中返塔管线）中或装车运走。

3.2.2产品精制部分

1）汽油脱硫醇

自350×104t/a重油催化裂化装置来的汽油，经汽油过滤器（FI3101Ａ、Ｂ）出去大约３００微米的固体颗粒后，进入空气－汽油混合气（ＭＩ３１０１）与空气混合。

混合有空气的汽油从纤维膜接触器（ＦＦＣ３１０１）顶端注入，与催化剂碱液接触并流通过纤维膜接触器。

汽油中的硫化氢及硫醇在催化剂的作用下，被分别氧化成硫代硫酸钠及二硫化物。

经分离后硫代硫酸钠溶于碱液中，二硫化物溶于汽油中。

　　其脱硫化氢催化反应方程式为：

　　Ｈ２Ｓ+２ＮaOHNa2S+2H2O

2Na2S+H2O+2O2NaS2O3+2NaOH

脱硫化氢反应总方程式为：

2H2S+2NaOH+2O2Na2S2O3+3H2O

其脱硫醇催化反应方程式为：

RSH+NaOHRSNa+H2O

2RSNa+H2O+1/2O2RSSR+2NaOH

脱硫醇催化反应总方程式为：

RSH+1/2O2RSSR+H2O

新鲜碱由碱液泵（P3102A、B）间断补充，并经过碱液过滤器（FI3102）过滤。

为弥补由于干基汽油携带饱和水，造成碱液浓度逐步升高，因此通过新鲜水加入泵（P3106A、B）连续补充新鲜水。

汽油及催化剂碱液在碱洗沉降罐（V3101）中沉降分离，分离后的碱液由催化剂循环泵（P3105A、B）循环使用，汽油及尾气进入汽油沉降罐（V3102）中分离，分离出来的尾气经尾气分液罐（V3109）后送至催化烟囱放空；汽油经汽油成品泵（P3101A、B）升压后送出装置。

V3101中设置聚结器（CP3101），减少汽油夹带碱液，保证汽油中的Na+小于1ppm（wt）。

催化剂通过催化剂加入混合器（MI3103）注入，以保证循环碱液中催化剂浓度达到20