专利名称：一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统的制作方法
技术领域：
本实用新型涉及一种催化重整系统，特别涉及一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催 化重整系统。
背景技术：
随着汽车工业的快速发展及石油化学工业对芳烃需求的增长，特别是国家对环境 保护的日益严格要求，催化重整汽油以其高辛烷值、低烯烃和痕量硫而成为新标准汽油中 理想的调和组分之一。催化重整副产物的大量氢气又为提高油品质量，发展加氢工业提供 大量廉价氢源。因此，催化重整作为生产高辛烷值汽油及芳烃的重要炼油工艺，在炼油、化 工工业中发挥着越来越重要的作用。催化重整装置按催化剂再生方式，目前主要可分为半再生式重整和连续重整两 类。两类催化重整装置因具有各自不同的特点，被各炼厂按其不同的原料加工要求而选择。半再生式重整由于装置投资小，操作灵活，操作费用低，适于不同的生产规模等特 点，仍占用重要地位。自钼/铼催化剂问世以来，半再生式重整催化剂的研究和应用得到了充分的发 展，已到达相当高的水平。半再生重整装置大多面临扩大处理能力的压力，扩能改造当然 是解决问题的途径，但对于负荷增加不大的装置，如果能通过提高催化剂活性，增大进料空 速，从而提高装置处理量，则是最有利的方法。另一方面，重整原料来源呈现多样化趋势，低 芳烃潜含量的石脑油及焦化汽油等二次加工油在重整原料中所占比例加大，重整原料的劣 质化趋势越来越明显。原料的劣质化对催化剂活性提出了更高的要求。因此提供一种能够提高处理能力，并且提高液体收率、芳烃产量、辛烷值以及氢气 产量的石脑油制备芳烃及其各种溶剂的催化重整系统就成为该技术领域急需解决的难题。
发明内容本实用新型的目的是提供一种能够提高处理能力，并且提高液体收率、芳烃产量 以及氢气产率同时提供高辛烷值产品的石脑油制备芳烃及其各种溶剂的催化重整系统。为实现上述目的，本实用新型采取以下技术方案方案之一一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，包括加热装置，与之相连的反应 装置；其特征在于所述反应装置分为两部分，反应装置和另一反应装置，所述反应装置包 括第一和/或第二反应装置，该第一部分反应装置依次通过高压分离装置和稳定塔系统和 抽提系统相连接，所述抽提系统分别与水洗系统和回收系统连接，所述回收系统包括第一 回塔和与之相连接的第二回收塔，所述第二回收塔通过管线与芳烃切割塔系统连接，底部 采出物通过管线与抽提系统相连接；所述水洗系统与抽余油切割系统相连接，所述抽余油 切割系统再与另一反应装置相连接，所述另一反应装置包括第三和/或第四反应装置。方案之二[0012]一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，包括加热装置，与之相连的反应 装置；其特征在于所述反应装置分为两部分，反应装置和另一反应装置，所述反应装置底 部通过管线与高压分离器相连接；所述高压分离器通过管线与稳定系统相连接，并通过管 线以及压缩装置与原料供应系统相连接；所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接； 所述抽提系统一方面通过管线与第一回收塔相连接，第一回收塔上部采出苯，底部采出物 通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔通过管线与芳烃切割塔系统连接，底部 采出物通过管线与抽提系统相连接；所述芳烃切割塔系统中的芳烃切割塔上部采出混合芳 烃；所述芳烃切割塔底部采出重芳烃；所述抽提系统另一方面通过管线与水洗系统连接， 所述水洗系统与抽余油第一切割塔相连接；所述抽余油第一切割塔顶部采出食品级6#溶 剂油；所述抽余油第一切割塔底部通过管线与抽余油第二切割塔相连接；所述抽余油第二 切割塔顶部采出工业级6#溶剂油；所述抽余油第二切割塔底部通过管线与抽余油第三切 割塔相连接；所述抽余油第三切割塔顶部采出120#溶剂油，所述抽余油第三切割塔底部通 过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，同时采出200#溶剂油；所述另一反应装置的 另一端通过管线与所述高压分离器相连接。一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置先通过第二个加热装置与第二反 应装置相连接(第二反应装置后可通过加热装置再与更多的反应装置相连)，然后再与所 述高压分离器相连接。一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置为上下串联的两个反应器，其间通 过加热装置相连接。一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置通过第四个加热装置与第四 反应装置相连接(第四反应装置后可通过加热装置再与更多的反应装置相连)，然后再与 所述高压分离器相连接。一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置为上下串联的两个反应器，其 间通过加热装置相连接。本实用新型中所述稳定塔系统和抽余油切割系统为常规的系统，包括塔、空气冷 却器、水冷却器、回流罐、回流泵以及塔底泵等。本实用新型中所述加热炉和冷凝装置为常规的装置。本实用新型中所述反应器中的所用催化剂为常规的重整催化剂。有益效果本实用新型的制备芳烃及其各种溶剂的催化重整系统的优点是与现有的催化重 整工艺相比，本实用新型的制备芳烃及其各种溶剂催化重整系统中，反应后的产物经过抽 提和抽余油切割后，生成的各种溶剂油与循环氢混合后进入另一反应器进一步反应，使得 本实用新型的系统的处理能力提高，液体收率、芳烃产量以及氢气产率大大提高，同时提供 高辛烷值和各种溶剂油的产品。下面通过附图和具体实施方式
对本实用新型做进一步说明，但并不意味着对本实 用新型保护范围的限制。
图1为本实用新型实施例1的流程示意图。[0024]图2为本实用新型实施例2的流程示意图。图3为本实用新型实施例3的流程示意图。
具体实施方式
实施例1如图1所示，为本实用新型实施例1的流程示意图。将馏程为80_185°C，含硫量 为0. 5ppm,含氮量0. 5ppm,金属含量为5ppb，含水量5ppm，烷烃含量为70 % (m)，环烷烃含 量为28% (m)，芳烃含量为2% (m)，辛烷值(RON)为42，20°C密度为732千克/米3，流量 为12. 5吨/小时的石蜡基精制石脑油原料(a)先经过换热，再经过加热炉1-1加热后，进 入反应器2-1进行反应，进料体积空速为3. Oh"1 ；所述反应器2-1的入口温度为530°C，入口 压力为1. OMPa (A,绝压)；所得反应产物经过加热炉1-2加热后，进入反应器2-2进行反应， 所述反应器2-2的入口温度为530°C，入口压力为l.OMPa(A)；反应产物经换热及冷凝器3 冷却后进入高压分离器4进行高压分离，所述高压分离器4的操作温度为35°C，操作压力为 1. 2MPa(A)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送(b)，其流量为0.613吨/小时，氢气产 率为3. 64% (重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1和加热炉1-3，其中返回 至加热炉1-1前的氢油体积比为800 1，进入加热炉1-3前的氢油体积比为1200 1(在 进入加热炉前先进行换热)；经过高压分离器4所得重整产物进入稳定塔系统中的稳定塔 6进行处理，所述稳定塔系统中的稳定塔6的塔顶温度为100°C，压力为0. 8MPa(A)，塔底 温度为220°C，压力为0. 85MPa(A)，回流比(m/m)为0. 90 ；塔顶采出干气、液化气和少量水 (c)，其流量为2. 401吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-196°C )进入抽提系统 的抽提塔8进行处理，所述抽提塔8的操作温度为100°C，操作压力为0. 6MPa(A)，溶剂比 为3. 0，返洗比为0. 5，所用溶剂为环丁砜；经过抽提塔8抽提后，所得抽出油进入第一回收 塔9-1，所述第一回收塔9-1的塔顶温度为85°C，压力为0. lMPa(A)，塔底温度为175°C，压 力为0. 15MPa(A)；顶部采出苯(i)，所得苯的纯度为99. 99%，冰点为5. 45°C，20°C密度为 879千克/米3，流量为0. 274吨/小时；底部采出物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔 的操作温度为110°C，操作压力为0.02MPa(A)；所述第二回收塔9_2顶部采出芳烃并通过 管线进入芳烃切割系统中的切割塔11处理；所述切割塔11的塔顶温度为130°C，压力为 0. 13MPa(A)，塔底温度为230°C，压力为0. 15MPa(A)，回流比(m/m)为0. 50 ；顶部采出混合 芳烃(h)作为汽油调和产品，所得混合芳烃馏程为75°C _205°C，含硫量痕量(检测不出)， 非芳烃含量为1.9% (m)，芳烃含量为98. 1% (m)，辛烷值(RON)为127，20°C密度为859千 克/米3，流量为6. 848吨/小时；底部采出重芳烃(j)可作为化工产品，所得重芳烃馏程为 205 °C _260°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为(m)，芳烃含量为99% (m),20°C 密度为871千克/米3，流量为1. 932吨/小时；芳烃产率为71. 2% (重量)；经过抽提塔8 抽提后，所得抽余油经过顶部进入水洗系统10 ；所述水洗系统10操作压力为0. 45MPa，操作 温度为30°C，油水比为0. 1 ；所得水洗产品进入抽余油第一切割塔7-1进行切割；所述抽余 油第一切割塔7-1的塔顶温度为86°C，压力为0. 16MPa，塔底温度为188°C，压力为0. 2MPa, 回流比为20 ；所述抽余油第一切割塔7-1上部采出食品级6#溶剂油(d)馏程为60-75°C， 芳烃含量不到0. 1%，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为665千克/米3，流量为0. 091 吨/小时；所述抽余油第一切割塔7-1底部通过管线与抽余油第二切割塔7-2相连接；所述抽余油第二切割塔7-2的塔顶温度为87°C，压力为0. 12MPa，塔底温度为191°C，压力为 0. 16MPa,回流比为20 ；所述抽余油第二切割塔7-2上部采出工业级6#溶剂油(e)馏程为 60-90°C，芳烃含量不到1%，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为668千克/米3，流量为 0. 168吨/小时；所述抽余油第二切割塔7-2底部通过管线与抽余油第三切割塔7-3相连 接；所述抽余油第三切割塔7-3的塔顶温度为105°C，压力为0. llMPa，塔底温度为214°C， 压力为0. 15MPa,回流比为20 ；所述抽余油第三切割塔7-3上部采出120#溶剂油(f)馏程 为60-120°C，芳烃含量不到3%，20°C密度为710千克/米3，流量为0. 104吨/小时；所 述抽余油第三切割塔7-3底部采出精制油(作为反应器2-3的进料)，一部分作为馏程为 140-200°C的200#溶剂油(g)采出，芳烃含量低于15% (m)，20°C密度为778千克/米3，流量 为0. 069吨/小时，总液收率为75. 89%。其余精制油经过加热后进入反应器2_3进行反应， 所述反应器2-3的入口温度为530°C，入口压力为l.OMPa(A)；所得反应产物经加热炉1_4 加热后进入反应器2-4反应，所述反应器2-4的入口温度为530°C，入口压力为1. OMPa(A)， 进料体积空速为1. Oh—1 ；所得反应产物与所述反应器2-2的反应产物混合后经过换热及冷 凝器3冷却后进入高压分离器4。其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器2-1 反应器2-2=1 1.5;反 应器2-3 反应器2-4 =1:2。本实用新型所用重整催化剂是一种Pt、Re重整催化剂，其载体为采用铝溶胶热油 老化法制成的GM单水铝石和Ziegler合成副产物SB单水铝石按一定比例混合，经成型、焙 烧制得的有两个集中孔峰的复合三氧化二铝。催化剂上Pt含量为0. 10 1.00重％， Re含量为0. 10 3. 00重％，(1含量为0. 50 3. 00重％，该催化剂具有高活性、高选择性 和低积炭的特点。本实用新型中总液体收率等于苯、混合芳烃、食品级6#溶剂油、工业级6#溶剂油、 120#溶剂油以及200#溶剂油的流量之和除以原料进料量。芳烃产率等于苯与混合芳烃流量之和乘以芳烃含量再除以原料进料量。氢气产率等于外排氢量乘以氢气纯度再除以原料进料量。反应器2-1和2-2所用催化剂的物化性质如下表所示 反应器2-3和2-4所用催化剂的物化性质如下表所示 本实用新型所用测定方法为(下同)1、馏程GB/T6536_1997石油产品蒸馏测定法；[0039]2、硫含量SH/T0689-2000轻质烃及发动机燃料和其他油品的总硫含量测定法 (紫外荧光法)；3、硫醇硫GB/T1792_1988馏分燃料油中硫醇硫测定法(电位滴定法)；4、烷烃SH/T0239_92薄层填充柱色谱法；5、芳烃GB/T11132-2002液体石油产品烃类测定法(荧光指示剂吸附法)；6、辛烷值GB/T5487汽油辛烷值测定法(研究法)；7、密度GB/T1884-2000原油和液体石油产品密度实验室测定法(密度计法)；8、环烷烃SH/T0239-92薄层填充柱色谱法；9、油中金属ASTM D 5708-2005感应耦合等离子体(ICP)原子发射光谱法测定原 油和残留燃油中的镍、钒和铁的标准试验方法；10、氮含量SH/T0704-2001化学发光法测氮(舟进样)。实施例2如图2所示，为本实用新型实施例2的流程示意图。将馏程为80_185°C，含硫量 为0. 54ppm,含氮量0. 5ppm,金属含量为5ppb，含水量5ppm，烷烃含量为60% (m)，环烷烃 含量为34% (m)，芳烃含量为6% (m)，辛烷值(RON)为50，20°C密度为738千克/米3，流 量为12. 5吨/小时的中间基精制石脑油原料(a)先经过换热，再经过加热炉1-1加热后， 进入反应器2-1进行反应；进料体积空速为4. Oh"1,所述反应器2-1为反应器2-1上和反 应器2-1下两个反应器串联组成，两个反应器之间设有加热炉1-2 ；所述反应器2-1的入 口温度均为500°C，入口压力均为1. 3MPa(A)；经过反应器2_1反应后所得产物经换热及 冷凝器3冷却后进入高压分离器4进行高压分离，所述高压分离器4的操作温度为40°C， 操作压力为1.3MPa(A)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送(b)，其流量为0.474吨/ 小时，氢气产率为3.42% (重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1和加热器 1-3后，其中返回至加热炉1-1后的氢油体积比为800 1，进入加热炉1-3后的氢油体 积比为1200 1(在进入反应装置前先进行换热)；经过高压分离器4所得重整产物进入 稳定塔系统中的稳定塔6进行处理，所述稳定塔系统中的稳定塔6的塔顶温度为102°C， 压力为0. 95MPa (A)，塔底温度为227. 5 °C，压力为1. OMPa (A)，回流比(m/m)为0. 99 ；塔 顶采出干气、液化气和少量水(c)，其流量为1.448吨/小时；塔底所得重整生成油(馏 程为35-194°C )进入抽提塔8进行处理，所述抽提塔8的操作温度为120°C，操作压力为 0. 8MPa(A)，溶剂比为5，返洗比为0. 7，所用溶剂为N-甲酰基吗啉；经过抽提塔8抽提后， 所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔顶温度为87°C，压力为0. 15MPa(A), 塔底温度为175°C，压力为0.2MPa(A)；顶部采出苯(i)，所得苯的纯度为99. 99 %，冰点 为5. 45°C，20°C密度为879千克/米3，流量为0. 454吨/小时；底部采出物进入第二回收 塔9-2，所述第二回收塔的操作温度为130°C，操作压力为0.035MPa(A)；所述第二回收塔 顶部采出芳烃并通过管线进入芳烃切割系统11处理；所述芳烃切割系统11中的切割塔 的塔顶温度为150°C，塔底压力为0. 15MPa(A)，塔底温度为251°C，塔压力为0. 18MPa(A)， 回流比(m/m)为1.5;顶部采出混合芳烃(h)作为汽油调和产品，所得混合芳烃馏程为 75°C _205°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为2% (m)，芳烃含量为98.0% (m)，辛 烷值(RON)为129，20°C密度为860千克/米3，流量为8. 203吨/小时；底部采出重芳烃 (j)可作为化工产品，所得重芳烃馏程为205°C-260°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为(m)，芳烃含量为99% (m)，20°C密度为875千克/米3，流量为1. 448吨/小时； 芳烃产率为79.4% (重量)；底部采出物返回进入抽提系统8;经过抽提塔8抽提后，所得 抽余油经过顶部进入水洗系统10进行处理；所述水洗系统10操作压力为0. 5MPa，操作温 度为40°C，油水比为0. 3 ；经过水洗系统水洗后，所得产品进入抽余油第一切割塔7-1进行 切割；所述抽余油第一切割塔7-1的塔顶温度为96°C，压力为0. 20MPa，塔底温度为198°C， 压力为0. 24MPa,回流比为40 ；所述抽余油第一切割塔7_1上部采出食品级6#溶剂油(d) 馏程为60-75°C，芳烃含量不到0. 1 %，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为665千克/米 3，流量为0. 109吨/小时；所述抽余油第一切割塔7-1底部通过管线与抽余油第二切割塔 7-2相连接；所述抽余油第二切割塔7-2的塔顶温度为97°C，压力为0. 14MPa，塔底温度为 201°C，压力为0. 2MPa，回流比为40 ；所述抽余油第二切割塔7_2上部采出工业级6#溶剂油
(e)馏程为60-90°C，芳烃含量不到1%，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为670千克/ 米3，流量为0. 180吨/小时；所述抽余油第二切割塔7-2底部通过管线与抽余油第三切割 塔7-3相连接；所述抽余油第三切割塔7-3的塔顶温度为115°C，压力为0. 15MPa，塔底温度 为224°C，压力为0. 19MPa，回流比为40 ；所述抽余油第三切割塔7_3上部采出120#溶剂油
(f)馏程为60-120°C，芳烃含量不到3%，20°C密度为712千克/米3，流量为0.123吨/小 时；所述抽余油第三切割塔7-3底部采出精制油(作为反应器2-3的进料)，一部分作为馏 程为140-200°C的200#溶剂油(g)采出，芳烃含量低于15% (m)，20°C密度为779千克/米 3，流量为0. 062吨/小时，总液收率为84. 62% ；其余所得精制油经过加热炉1_3加热后进 入反应器2-2进行反应，所述反应器2-2的入口温度均为500°C，入口压力均为1. 3MPa (A)， 进料体积空速为1. 51Γ1 ；所述反应器2-2由反应器2-2上和反应器2-2下两个反应器串联 组成，之间设有加热炉1-4 ；所得反应产物经过换热及冷凝器3冷却后进入高压分离器4。各个反应器装入催化剂量的比例为反应器2-1上反应器2-1下=1 2。反应器2-2上反应器2-2下=1 2. 5。反应器2-1所用催化剂的物化性质如下表所示 反应器2-2所用催化剂的物化性质如下表所示 实施例3如图3所示，为本实用新型实施例3的流程示意图。将馏程为80_185°C，含硫量为0. 45ppm,含氮量0. 5ppm,金属含量为5ppb，含水量5ppm，烷烃含量为47 % (m)，环烷烃含量为42% (m)，芳烃含量为11% (m)，辛烷值(RON)为61，20°C密度为742千克/米3，流 量为12. 5吨/小时的环烷基精制石脑油(a)先经过换热，再经过加热炉1-1加热后，进入 反应器2-1进行反应；进料体积空速为5. Oh"1 ；所述反应器2-1的入口温度为470°C，入口 压力为1. 6MPa(A)；所得反应产物经换热及冷凝器3冷却后进入高压分离器4进行高压分 离，所述高压分离器4的操作温度为45°C，操作压力为1.4MPa㈧；经过高压分离后，所得 氢气一部分外送(b)，其流量为0. 419吨/小时，纯氢流量为0. 382吨/小时，氢气产率为 3. 06% (重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1和加热炉1-2，其中返回至加 热炉1-1前的氢油体积比为800 1，进入加热炉1-2前的氢油体积比为1200 1 (在进 入加热炉前先进行换热)；经过高压分离器4所得重整产物进入稳定塔系统6进行处理，所 述稳定塔系统6中的稳定塔的塔顶温度为120°C，压力为1.05MPa(A)，塔底温度为240°C， 压力为1. IOMPa(A)，回流比(m/m)为1. 15 ；塔顶采出干气、液化气和少量水(c)，其流量为 1.565吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-192 )进入抽提系统8进行处理，所 述抽提系统8的操作温度为150°C，操作压力为1. OMPa(A)，溶剂比为8.0，返洗比为1.0， 所用溶剂为四甘醇；经过抽提系统8抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回 收塔的塔顶温度为90°C，压力为0. 2MPa(A)，塔底温度为175°C，压力为0. 25MPa(A)；顶部 采出苯(f)，所得苯的纯度为99. 99%，冰点为5. 45°C，20°C密度为879千克/米3，流量为 0. 335吨/小时；底部采出物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的操作温度为155°C，操 作压力为0. 05MPa(A)；所述第二回收塔顶部采出芳烃并通过管线进入芳烃切割系统11处 理；所述芳烃切割系统11中的切割塔的塔顶温度为180°C，塔顶压力为0. ISMPa(A)，塔底 温度为280°C，塔底压力为0. 22MPa(A)，回流比(m/m)为3. 0 ；顶部采出混合芳烃(h)作为 汽油调和产品，所得混合芳烃馏程为75°C _205°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为 2% (m)，芳烃含量为98.0% (m)，辛烷值(RON)为130，20°C密度为862千克/米3，流量为 9. 210吨/小时；底部采出重芳烃(j)可作为化工产品，所得重芳烃馏程为205°C-260°C，含 硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为(m)，芳烃含量为99% (m)，20°C密度876千克/ 米3，流量为0.693吨/小时；芳烃产率为80. 4% (重量)；经过抽提系统8抽提后，所得抽 余油经过顶部进入水洗系统10进行处理；所述水洗系统10操作压力为0. 55MPa，操作温度 为50°C，油水比为0. 5 ；经过水洗系统水洗后，所得产品进入抽余油第一切割塔7-1进行切 割；所述抽余油第一切割塔7-1的塔顶温度为106°C，压力为0. 24MPa，塔底温度为208°C， 压力为0. 28MPa,回流比为60 ；所述抽余油第一切割塔7_1上部采出食品级6#溶剂油(d) 馏程为60-75°C，芳烃含量不到0. 1 %，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为666千克/米 3，流量为0. 067吨/小时；所述抽余油第一切割塔7-1底部通过管线与抽余油第二切割塔 7-2相连接；所述抽余油第二切割塔7-2的塔顶温度为107°C，压力为0. 20MPa，塔底温度为 211°C，压力为0. 24MPa,回流比为60 ；所述抽余油第二切割塔7_2上部采出工业级6#溶剂 油(e)馏程为60-90°C，芳烃含量不到1%，含硫量痕量(检测不出)，20°C密度为671千克 /米3，流量为0. 106吨/小时；所述抽余油第二切割塔7-2底部通过管线与抽余油第三切 割塔7-3相连接；所述抽余油第三切割塔7-3的塔顶温度为125°C，压力为0. 19MPa,塔底温 度为234°C，压力为0. 23MPa,回流比为60 ；所述抽余油第三切割塔7-3上部采出120#溶剂 油(f)馏程为60-120°C，芳烃含量不到3%，20°C密度为714千克/米3，流量为0. 072吨/小时；所述抽余油第三切割塔7-3底部采出精制油(作为反应器2-3的进料)，一部分作为馏程为140-200°C的200#溶剂油(g)采出，芳烃含量低于15% (m)，20°C密度为780千克/ 米3，流量为0. 033吨/小时，总液收率为84. 13% ；所述其余精制油经过加热炉1-2加热后 进入反应器2-2进行反应，所述反应器2-2的入口温度为470°C，入口压力为1. 6MPa(A)，进 料体积空速为2. Oh-1 ；所得反应产物经过换热及冷凝器3冷却后进入高压分离器4。各个反应器装入催化剂量的比例为反应器2-1 反应器2-2=1 2。反应器2-1所用催化剂的物化性质如下表所示 反应器2-2所用催化剂的物化性质如下表所示
权利要求一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，包括加热装置，与之相连的反应装置；其特征在于所述反应装置分为两部分，反应装置和另一反应装置，所述反应装置包括第一和/或第二反应装置，该第一部分反应装置依次通过高压分离装置和稳定塔系统和抽提系统相连接，所述抽提系统分别与水洗系统和回收系统连接，所述回收系统包括第一回塔和与之相连接的第二回收塔，所述第二回收塔通过管线与芳烃切割塔系统连接，底部采出物通过管线与抽提系统相连接；所述水洗系统与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统再与另一反应装置相连接，所述另一反应装置包括第三和/或第四反应装置。
2.一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，包括加热装置，与之相连的反应装 置；其特征在于所述反应装置分为两部分，反应装置和另一反应装置，所述反应装置底部 通过管线与高压分离器相连接；所述高压分离器通过管线与稳定系统相连接，并通过管线 以及压缩装置与原料供应系统相连接；所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所 述抽提系统一方面通过管线与第一回收塔相连接，第一回收塔上部采出苯，底部采出物通 过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔通过管线与芳烃切割塔系统连接，底部采 出物通过管线与抽提系统相连接；所述芳烃切割塔系统中的芳烃切割塔上部采出混合芳 烃；所述芳烃切割塔底部采出重芳烃；所述抽提系统另一方面通过管线与水洗系统连接， 所述水洗系统与抽余油第一切割塔相连接；所述抽余油第一切割塔顶部采出食品级6#溶 剂油；所述抽余油第一切割塔底部通过管线与抽余油第二切割塔相连接；所述抽余油第二 切割塔顶部采出工业级6#溶剂油；所述抽余油第二切割塔底部通过管线与抽余油第三切 割塔相连接；所述抽余油第三切割塔顶部采出120#溶剂油，所述抽余油第三切割塔底部通 过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，同时采出200#溶剂油；所述另一反应装置的 另一端通过管线与所述高压分离器相连接。
3.根据权利要求2所述的石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，其特征在于所 述反应装置通过第二个加热装置与第二反应装置相连接，然后再与所述高压分离器相连 接。
4.根据权利要求2所述的石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，其特征在于所 述另一反应装置通过第四个加热装置与第四反应装置相连接，然后再与所述高压分离器相 连接。
5.根据权利要求3或4所述的石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，其特征在于 所述反应装置为上下两个反应器串联，其间通过加热装置相连接。
6.根据权利要求3或4所述的石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，其特征在于 所述另一反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。
专利摘要本实用新型公开了一种石脑油制备芳烃和溶剂油的催化重整系统，包括加热装置，与之相连的反应装置；其特征在于所述反应装置分为两部分，反应装置和另一反应装置，所述反应装置包括第一和/或第二反应装置，该第一部分反应装置依次通过高压分离装置和稳定塔系统和抽提系统相连接，所述抽提系统分别与水洗系统和回收系统连接，所述回收系统包括第一回塔和与之相连接的第二回收塔，所述第二回收塔通过管线与芳烃切割塔系统连接，底部采出物通过管线与抽提系统相连接；所述水洗系统与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统再与另一反应装置相连接，所述另一反应装置包括第三和/或第四反应装置。本实用新型的优点是处理能力、液体收率、芳烃产率、各种溶剂油、氢气产量大大提高。
文档编号C07C15/04GK201587929SQ20092027837
公开日2010年9月22日 申请日期2009年12月22日 优先权日2009年12月22日
发明者丁冉峰 申请人:北京金伟晖工程技术有限公司