专利名称：一种制备芳烃的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，特别涉及一种制备芳烃的重整系统。
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 产量的石脑油多产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多产芳烃催化重整系统。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制备芳烃的重整系统，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，第一和/或第二反应装置通过高压分离装置、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相连接，所述回收系统与芳烃切割 塔系统连接，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第三和/ 或第四反应装置连接。方案之二一种制备芳烃的重整系统，包括加热装置，与之相连的反应装置；其特征在于所 述反应装置底部通过管线与高压分离器相连接；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系 统相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置及另一反应装置相连接；所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统底部通过管线与第一回收塔相连接， 所述第一回收塔上部采出苯，底部通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔上部 通过管线与芳烃切割系统相连接，底部通过管线与抽提系统相连接；所述芳烃切割系统上 部采出混合芳烃；所述芳烃切割塔底部采出重芳烃；所述抽提系统顶部通过管线与水洗系 统连接；所述水洗系统通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽余油切割系统上部采出 轻质溶剂油；所述抽余油切割系统底部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，同 时通过管线采出柴油煤油；所述另一反应装置(第三和/或第四反应装置)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。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，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两个反应器串联，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的重整系统的优点是与现有的催化重整工艺相比，本实用新型的多产芳烃催化重整系统中，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。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. OtT1 ；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. SMPa(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8进行处理，所述抽提系统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9-1的塔顶温度为85°C，压力为0. IMPa(A)，塔底温度为175°C，压 力为0.15MPa(A)；顶部采出苯(e)，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(f)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. (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(g)可作为化工产品，所得重芳烃馏程为 205 0C _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. 03% (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 ；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切割塔系统7进行切割；所述抽 余油切割系统7中的抽余油切割塔的塔顶温度为75°C，塔顶压力为0. IMPa(A)，塔底温度 为175°C，塔底压力为0. 13MPa(A)，回流比(m/m)为20 ；顶部采出轻质抽余油(d)，所述轻 质抽余油的馏程为35-75°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为99. 8% (m)，芳烃含量 为0.2% (m)，辛烷值(RON)为70，20°C密度为571千克/米3，流量为0. 19吨/小时，其既 可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；所述抽余油切割系统7底部采出精制油(重 质抽余油)(作为反应器2-2的进料)，同时通过管线直接采出柴油产品(h)，所得精制油的 馏程为35-184°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为98. 8% (m)，芳烃含量为1. 2% (m)，辛烷值(RON)为63，20°C密度为739千克/米3，流量为3. 859吨/小时；所述抽余油 切割系统7底部同时通过管线直接采出精制油作煤油产品或煤油调和组分(h)，所得柴油 煤油产品或煤油调和组分的流量为0. 24吨/小时；总液体收率为78. 59% ；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 ；其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器2-2上反应器2-2下=1 2.5 ；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。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Y-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％，Cl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、重芳烃、轻质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；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 )进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为120°C，操作压力为 0. SMPa(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(e)，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(f)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(g) 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. 5MPa，操作温度 为40°C，油水比为0. 3 ；经过水洗系统10后，所得抽余油进入抽余油切割系统7进行切割， 所述抽余油切割系统7中的抽余油切割塔的塔顶温度为87°C，塔顶压力为0. 15MPa(A)，塔 底温度为194°C，塔底压力为0. ISMPa(A)，回流比(m/m)为40 ；顶部采出轻质抽余油(d)，所 述轻质抽余油的馏程为35-75°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为99. 8% (m)，芳烃 含量为0.2% (m)，辛烷值(RON)为70，20°C密度为571千克/米3，流量为0.26吨/小时， 其既可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；所述抽余油切割系统7底部采出精制油 (重质抽余油)(作为反应器2-2的进料)，所得精制油的馏程为35-184 ，含硫量痕量(检 测不出)，非芳烃含量为98. 8% (m)，芳烃含量为1.2% (m)，辛烷值(RON)为63，20°C密度 为739千克/米3，流量为3. 859吨/小时；所述抽余油切割系统7底部同时通过管线直接 采出精制油作煤油产品或煤油调和组分(h)，所得煤油产品或煤油调和组分的流量为0. 21 吨/小时；总液体收率为84. 62%;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;其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器2-2上反应器2-2下=1 2.5； 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2-1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1.4MPa(A)；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(e)，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. 18MPa(A)，塔底温度为280°C，塔底压力为0.22MPa(A)，回流比(m/m)为3. O ；顶部采出混合芳烃(f)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(g)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10水洗后，所得产品进入抽余油切割系统7进行切割，所述抽余油切割 系统7中的切割塔的塔顶温度为95°C，塔顶压力为0. 2MPa(A)，塔底温度为213°C，塔底压 力为0. 25MPa(A)，回流比(m/m)为60 ；顶部采出轻质抽余油(d)，所述轻质抽余油的馏程为 35-751，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为99.7% (m)，芳烃含量为0. 3% (m)，辛烷 值(RON)为71，20°C密度为575千克/米3，流量为0. 15吨/小时，其既可作为汽油调和产 品又可作为乙烯裂解原料；所述抽余油切割系统7底部采出精制油(重质抽余油)(作为反 应器2-2的进料)，所得精制油的馏程为35-184 ，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为 98.8% (m)，芳烃含量为1.2% (m)，辛烷值(RON)为63，20°C密度为739千克/米3，流量为 4. 492吨/小时；所述抽余油切割系统7底部同时通过管线直接采出精制油作煤油产品或 煤油调和组分(g)，所得煤油产品或煤油调和组分的流量为0. 12吨/小时；总液体收率为 84. 13% ；所述精制油经过加热炉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
权利要求一种制备芳烃的重整系统，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，第一和/或第二反应装置通过高压分离装置、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相连接，所述回收系统与芳烃切割塔系统连接，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第三和/或第四反应装置连接。
2.一种制备芳烃的重整系统，包括加热装置，与之相连的反应装置；其特征在于所述 反应装置底部通过管线与高压分离器相连接；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系统 相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置及另一反应装置相连接；所述稳定系 统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统底部通过管线与第一回收塔相连接，所 述第一回收塔上部采出苯，底部通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔上部通 过管线与芳烃切割系统相连接，底部通过管线与抽提系统相连接；所述芳烃切割系统上部 采出混合芳烃；所述芳烃切割塔底部采出重芳烃；所述抽提系统顶部通过管线与水洗系统 连接；所述水洗系统通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽余油切割系统上部采出轻 质溶剂油；所述抽余油切割系统底部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，同时 通过管线采出柴油煤油；所述另一反应装置(第三和/或第四反应装置)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所述的制备芳烃的重整系统，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3所述的制备芳烃的重整系统，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所述的制备芳烃的重整系统，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5所述的制备芳烃的重整系统，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制备芳烃的重整系统，该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，第一和/或第二反应装置通过高压分离装置、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相连接，所述回收系统与芳烃切割塔系统连接，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第三和/或第四反应装置连接。本实用新型的采出芳烃及其溶剂油的催化重整系统的优点是处理能力、液体收率、芳烃产率、氢气产量大大提高。
文档编号C10G61/10GK201587930SQ20092027837
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