本发明涉及联合芳烃生产设备技术领域，尤其涉及连续催化重整生产线第二单元--连续重整单元，具体为一种联合芳烃生产线连续重整单元。
背景技术：
芳烃是含苯环结构的碳氢化合物的总称，是有机化工的重要原料；重芳烃是一种以c9芳烃为主要成分的混合芳烃，可直接用作汽油、高沸点溶剂、石油树脂、炭黑等的原料，亦可通过分离方法，分出主要组分进一步利用重芳烃是指分子量大于二甲苯的混合芳烃。
c9芳烃是重要的石油化工产品，是一个成分复杂的九碳芳烃的混合物，其来源主要来源于裂解c9和重整c9两个途径；裂解c9来自石油烃高温裂解制备乙烯的副产物，是石油脑货轻质柴油等液体原料裂解后，经抽提分离出c5馏分、c6-c8馏分后的剩余馏分，通常约占乙烯总产量的10—20%。
现如今裂解c9馏分除少部分用来生产附加值较低的石油树脂和溶剂油外，其余绝大部分被用做汽油的调和组份，裂解c9资源利用主要是混合组份的利用，生产石油树脂和溶剂油，高附加值精细化利用刚刚起步，利用率不足20，精细化利用约25—30%，一般只能够分离获得偏三甲苯、均三甲苯和少量的四甲苯，很大一部分产品被用于调节汽油的辛烷值而被烧掉，还有少量本用作溶剂油%。
技术实现要素：
本发明的目的在于提供一种能控制各种反应器中的反应温度，能够对精细化工产品原料进行深加工以此来提高c9资源的附加值精细化，能控制产品分离精制和酯化反应的过量醋酸重整的循环使用，节约能源，提高重整c9芳烃综合利用率的联合芳烃生产线连续重整单元，以解决上述背景技术中提出的重整c9芳烃综合利用率低的问题。
为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：
一种联合芳烃生产线连续重整单元，包括预加氢单元、重整进料泵、重整反应器、重整气液分离器、主稳定塔、主脱戊烷塔、主脱c6/c7塔和二甲苯塔进料白土罐，所述预加氢单元的出口通过第一管道连接有重整进料泵，该重整进料泵的出口通过第二管道连接有重整循环氢压缩机，且重整循环氢压缩机的出口通过第三管道连接有重整进料换热器；所述重整进料换热器的管程出口通过第一连管连接有重整进料加热炉，该重整进料加热炉的出口通过导管a与重整反应器的入料口相连通，且重整反应器内设有重整催化剂；所述重整反应器的出料口通过第四管道依次连接有重整进料换热器、表面蒸发空冷器和重整产物后冷器，该重整产物后冷器的出口通过导管b与重整气液分离器的入口相连通，且重整气液分离器的分离器顶端通过导管c连接有压缩机入口分液罐，压缩机入口分液罐的出口连接有氢气冷却器；所述重整气液分离器的分离器底端通过第五管道连接有稳定塔进料泵，该稳定塔进料泵通过第二连管连接有稳定塔进料换热器，且稳定塔进料换热器的壳程出口通过导管d与主稳定塔的塔入口相连通；所述主稳定塔的塔顶通过第三连管依次连接有稳定塔空冷器和稳定塔后冷器，该稳定塔后冷器的出口通过导管e连接有稳定塔回流罐，且稳定塔回流罐的罐顶通过燃气管道进入燃料气系统，稳定塔回流罐的罐底通过导管f连接有稳定塔回流泵；所述主稳定塔通过稳定塔进料换热器连接有脱戊塔进料换热器，该脱戊塔进料换热器的管程出口通过第四连管与主脱戊烷塔的入口相连；所述主脱戊烷塔的塔顶通过第六管道依次连接有脱戊烷塔空冷器、脱戊烷塔回流罐和脱戊烷塔回流泵，该主脱戊烷塔塔底一侧设有脱戊烷塔重沸器，且主脱戊烷塔塔底的另一侧设有脱戊烷塔底泵；所述脱戊烷塔底泵的出口通过第七管道依次连接有脱戊塔进料换热器和脱c6/c7塔进料换热器，该脱c6/c7塔进料换热器的壳程出口通过导管g与主脱c6/c7塔入口相连，且主脱c6/c7塔的塔顶通过第五连管依次连接有脱c6/c7塔空冷器、脱c6/c7塔冷凝器和脱c6/c7塔回流罐，脱c6/c7塔回流罐的出口设有脱c6/c7塔回流泵；所述主脱c6/c7塔的塔底通过导管j连接有脱c6/c7塔重沸器，该主脱c6/c7塔的塔底通过第八管道依次连接有脱c6/c7塔底泵、二甲苯白土罐进料换热器和二甲苯塔进料白土罐。
一种联合芳烃生产线连续重整单元，还包括联合芳烃生产线连续重整方法，该联合芳烃生产线连续重整方法包括如下步骤：
s1、将经过预加氢单元处理的精制石脑油，通过重整进料泵进行升压，将升压后的精制石脑油与来自重整循环氢压缩机压缩的循环氢混合，然后经与重整反应产物在重整进料换热器进行换热，换热后的物料进入到重整进料加热炉进行加热，加热后的物料再进入重整反应器，其中重整反应器重整部分设有四台反应器分别是反应器ⅰ、反应器ⅱ、反应器ⅲ、反应器ⅳ，在每台反应器前均设有副加热炉，四个副加热炉分别是炉ⅰ、炉ⅱ、炉ⅲ、炉ⅳ；该重整反应器内有重整催化剂，精制石脑油在平均反应压力为0.35mpa的临氢条件下进行。
s2、从最后一个反应器ⅳ出来的反应产物进入重整进料换热器与反应进料换热，然后经表面蒸发空冷器、重整产物后冷器冷凝冷却后进入重整气液分离器进行气液分离；重整气液分离器顶部气体进入压缩机入口分液罐经分液、重整循环氢压缩机压缩后，一部分打回重整反应部分，其余部分经氢气冷却器冷却后作为含氢气体分为以下六路：一路进入预加氢单元，一路进入甲苯转化单元，一路进入抽余油精馏单元，一路进入芳构化生产装置，一路进入混合二甲苯生产装置，剩余外送周边企业，作为油品精制及轻质油改质的氢气原料。
s3、自重整气液分离器底分离出来的液体经稳定塔进料泵升压后，与来自甲苯转化单元轻烃组分相混合，混合后共同进入稳定塔进料换热器与稳定塔底产物换热后进入主稳定塔。
s4、主稳定塔的塔顶产物经稳定塔空冷器、稳定塔后冷器冷凝冷却后，进入稳定塔回流罐；稳定塔回流罐的罐顶燃料气送入燃料气系统，稳定塔回流罐的罐底液体经稳定塔回流泵升压，一部分打回流，其余作为液化石油气产品送至罐区，主稳定塔的底油经稳定塔进料换热器换热后，进入脱戊塔进料换热器。
s5、来自催化重整单元的重整石脑油首先经脱戊塔进料换热器加热后进入主脱戊烷塔，主脱戊烷塔的塔顶气相物料经脱戊烷塔空冷器冷凝冷却后进入脱戊烷塔回流罐；脱戊烷塔回流罐的底液相c5经脱戊烷塔回流泵抽出升压后，一部分打至主脱戊烷塔顶作回流，一部分在脱戊烷塔回流罐的液位及流量串级控制下送至芳构化生产装置。
s6、主脱戊烷塔的底物料一部分经脱戌烷塔重沸器重沸后返回主脱戊烷塔塔内，另一部分经脱戊烷塔底泵升压后，经脱戊塔进料换热器换热后进入脱c6/c7塔进料换热器换热后作为主脱c6/c7塔的进料。
s7、主脱c6/c7塔的塔顶气相物料经脱c6/c7塔空冷器、脱c6/c7塔冷凝器冷凝冷却后进入脱c6/c7塔回流罐，脱c6/c7塔回流罐的底液相c6/c7组分经脱c6/c7塔回流泵抽出升压后，一部分打至主脱c6/c7塔顶作回流，一部分在脱c6/c7塔回流罐的液位及流量串级控制下送至抽提蒸馏塔进料缓冲罐。
s8、主脱c6/c7塔的塔底物料一部分经脱c6/c7塔重沸器重沸后返回塔内，另一部分经脱c6/c7塔底泵升压经二甲苯白土罐进料换热器换热后进入二甲苯塔进料白土罐，脱除微量烯烃及杂后进入混合二甲苯生产装置的二甲苯精馏单元。
优选的，所述重整反应器的反应压力为0.35mpa，反应空速为2.0h-1，该重整反应器的氢油比为2.5nm³/m，且重整反应器的平均反应入口温度为526℃，平均床层温度为495℃。
优选的，所述重整气液分离器的操作压力为0.24mpa，该重整气液分离器的操作温度为44℃。
优选的，所述主稳定塔塔顶的操作温度为84℃，该主稳定塔塔底的操作温度为196℃，且主稳定塔的塔顶操作压力为0.95mpa。
优选的，所述主脱戊烷塔塔顶的操作温度为95℃，该主脱戊烷塔塔底的操作温度为204℃，且主脱戊烷塔的操作压力为1.05mpa。
优选的，所述主脱c6/c7塔塔顶的操作温度为84℃，该主脱c6/c7塔塔底的操作温度为149℃，且主脱c6/c7塔的塔顶操作压力为0.04mpa。
优选的，所述重整循环氢压缩机为用背压透平驱动的离心压缩机。
本发明的有益效果是：本发明能控制各种反应器中的反应温度，能够对精细化工产品原料进行深加工以此来提高c9资源的附加值精细化，能控制产品分离精制和酯化反应的过量醋酸重整的循环使用，节约能源，提高重整c9芳烃的综合利用率，有利于该连续重整单元的推广使用。
附图说明
图1为本发明结构流程图；
图2为本发明结构流程图。
图中：1重整进料泵、2重整循环氢压缩机、3重整进料换热器、4预加氢单元、5重整进料加热炉、6重整反应器、7副加热炉、8表面蒸发空冷器、9重整产物后冷器、10重整气液分离器、11压缩机入口分液罐、12氢气冷却器、13稳定塔进料泵、14稳定塔进料换热器、15主稳定塔、16稳定塔空冷器、17稳定塔后冷器、18稳定塔回流罐、19稳定塔回流泵、20脱戊塔进料换热器、21主脱戊烷塔、22脱戊烷塔空冷器、23脱戊烷塔回流罐、24脱戊烷塔回流泵、25脱戌烷塔重沸器、26脱戊烷塔底泵、27脱c6/c7塔进料换热器、28主脱c6/c7塔、29脱c6/c7塔空冷器、30脱c6/c7塔冷凝器、31脱c6/c7塔回流罐、32脱c6/c7塔回流泵、33脱c6/c7塔重沸器、34脱c6/c7塔底泵、35二甲苯白土罐进料换热器、36二甲苯塔进料白土罐。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
请参阅图1-2，本发明提供一种技术方案：
一种联合芳烃生产线连续重整单元，包括预加氢单元4、重整进料泵1、重整反应器6、重整气液分离器10、主稳定塔15、主脱戊烷塔21、主脱c6/c7塔28和二甲苯塔进料白土罐36，预加氢单元4的出口通过第一管道连接有重整进料泵1，该重整进料泵1的出口通过第二管道连接有重整循环氢压缩机2，且重整循环氢压缩机2的出口通过第三管道连接有重整进料换热器3；重整进料换热器3的管程出口通过第一连管连接有重整进料加热炉5，该重整进料加热炉5的出口通过导管a与重整反应器6的入料口相连通，且重整反应器6内设有重整催化剂；重整反应器6的出料口通过第四管道依次连接有重整进料换热器3、表面蒸发空冷器8和重整产物后冷器9，该重整产物后冷器9的出口通过导管b与重整气液分离器10的入口相连通，且重整气液分离器10的分离器顶端通过导管c连接有压缩机入口分液罐11，压缩机入口分液罐11的出口连接有氢气冷却器12；重整气液分离器10的分离器底端通过第五管道连接有稳定塔进料泵13，该稳定塔进料泵13通过第二连管连接有稳定塔进料换热器14，且稳定塔进料换热器14的壳程出口通过导管d与主稳定塔15的塔入口相连通；主稳定塔15的塔顶通过第三连管依次连接有稳定塔空冷器16和稳定塔后冷器17，该稳定塔后冷器17的出口通过导管e连接有稳定塔回流罐18，且稳定塔回流罐18的罐顶通过燃气管道进入燃料气系统，稳定塔回流罐18的罐底通过导管f连接有稳定塔回流泵19；主稳定塔15通过稳定塔进料换热器14连接有脱戊塔进料换热器20，该脱戊塔进料换热器20的管程出口通过第四连管与主脱戊烷塔21的入口相连；主脱戊烷塔21的塔顶通过第六管道依次连接有脱戊烷塔空冷器22、脱戊烷塔回流罐23和脱戊烷塔回流泵24，该主脱戊烷塔21塔底一侧设有脱戊烷塔重沸器25，且主脱戊烷塔21塔底的另一侧设有脱戊烷塔底泵26；脱戊烷塔底泵26的出口通过第七管道依次连接有脱戊塔进料换热器20和脱c6/c7塔进料换热器27，该脱c6/c7塔进料换热器27的壳程出口通过导管g与主脱c6/c7塔28入口相连，且主脱c6/c7塔28的塔顶通过第五连管依次连接有脱c6/c7塔空冷器29、脱c6/c7塔冷凝器30和脱c6/c7塔回流罐31，脱c6/c7塔回流罐31的出口设有脱c6/c7塔回流泵32；主脱c6/c7塔28的塔底通过导管j连接有脱c6/c7塔重沸器33，该主脱c6/c7塔28的塔底通过第八管道依次连接有脱c6/c7塔底泵34、二甲苯白土罐进料换热器35和二甲苯塔进料白土罐36。
一种联合芳烃生产线连续重整单元，包括联合芳烃生产线连续重整方法，该联合芳烃生产线连续重整方法包括如下步骤：
s1、将经过预加氢单元4处理的精制石脑油，通过重整进料泵1进行升压，将升压后的精制石脑油与来自重整循环氢压缩机2压缩的循环氢混合，然后经与重整反应产物在重整进料换热器3进行换热，换热后的物料进入到重整进料加热炉5进行加热，加热后的物料再进入重整反应器6，其中重整反应器6重整部分设有四台反应器分别是反应器ⅰ、反应器ⅱ、反应器ⅲ、反应器ⅳ，在每台反应器前均设有副加热炉7，四个副加热炉7分别是炉ⅰ、炉ⅱ、炉ⅲ、炉ⅳ；该重整反应器6内有重整催化剂，精制石脑油在平均反应压力为0.35mpa的临氢条件下进行。
s2、从最后一个反应器ⅳ出来的反应产物进入重整进料换热器3与反应进料换热，然后经表面蒸发空冷器8、重整产物后冷器9冷凝冷却后进入重整气液分离器10进行气液分离；重整气液分离器10顶部气体进入压缩机入口分液罐11经分液、重整循环氢压缩机2压缩后，一部分打回重整反应部分，其余部分经氢气冷却器12冷却后作为含氢气体分为以下六路：一路进入预加氢单元4，一路进入甲苯转化单元，一路进入抽余油精馏单元，一路进入芳构化生产装置，一路进入混合二甲苯生产装置，剩余外送周边企业，作为油品精制及轻质油改质的氢气原料。
s3、自重整气液分离器10底分离出来的液体经稳定塔进料泵13升压后，与来自甲苯转化单元轻烃组分相混合，混合后共同进入稳定塔进料换热器14与稳定塔底产物换热后进入主稳定塔15。
s4、主稳定塔15的塔顶产物经稳定塔空冷器16、稳定塔后冷器17冷凝冷却后，进入稳定塔回流罐18；稳定塔回流罐18的罐顶燃料气送入燃料气系统，稳定塔回流罐18的罐底液体经稳定塔回流泵19升压，一部分打回流，其余作为液化石油气产品送至罐区，主稳定塔15的底油经稳定塔进料换热器14换热后，进入脱戊塔进料换热器20。
s5、来自催化重整单元的重整石脑油首先经脱戊塔进料换热器20加热后进入主脱戊烷塔21，主脱戊烷塔21的塔顶气相物料经脱戊烷塔空冷器22冷凝冷却后进入脱戊烷塔回流罐23；脱戊烷塔回流罐23的底液相c5经脱戊烷塔回流泵24抽出升压后，一部分打至主脱戊烷塔21顶作回流，一部分在脱戊烷塔回流罐23的液位及流量串级控制下送至芳构化生产装置。
s6、主脱戊烷塔21的底物料一部分经脱戌烷塔重沸器25重沸后返回主脱戊烷塔21塔内，另一部分经脱戊烷塔底泵26升压后，经脱戊塔进料换热器20换热后进入脱c6/c7塔进料换热器27换热后作为主脱c6/c7塔28的进料。
s7、主脱c6/c7塔28的塔顶气相物料经脱c6/c7塔空冷器29、脱c6/c7塔冷凝器30冷凝冷却后进入脱c6/c7塔回流罐31，脱c6/c7塔回流罐31的底液相c6/c7组分经脱c6/c7塔回流泵32抽出升压后，一部分打至主脱c6/c7塔28顶作回流，一部分在脱c6/c7塔回流罐31的液位及流量串级控制下送至抽提蒸馏塔进料缓冲罐。
s8、主脱c6/c7塔28的塔底物料一部分经脱c6/c7塔重沸器33重沸后返回塔内，另一部分经脱c6/c7塔底泵34升压经二甲苯白土罐进料换热器35换热后进入二甲苯塔进料白土罐36，脱除微量烯烃及杂后进入混合二甲苯生产装置的二甲苯精馏单元。
本发明能耗低，能够对各设备尾气进行有效的碱洗。
本发明生产装置为连续催化重整生产线工艺技术，本装置包括：预加氢单元4，连续重整单元，芳烃抽提单元，甲苯转化单元，混合二甲苯单元，异构化单元，二甲苯分馏单元，芳烃化单元。
本发明以外购蜡油和石脑油为原料生产混合二甲苯产品、并副产苯、丙烷与重芳烃。
本发明能控制各种反应器中的反应温度，能够对精细化工产品原料进行深加工以此来提高c9资源的附加值精细化，能控制产品分离精制和酯化反应的过量醋酸重整的循环使用，节约能源，提高重整c9芳烃的综合利用率，有利于该连续重整单元的推广使用。
本发明主要的操作条件为：。
重整反应器6的反应压力为0.35mpa，反应空速为2.0h-1，该重整反应器6的氢油比为2.5nm³/m，且重整反应器6的平均反应入口温度为526℃，平均床层温度为495℃。
重整气液分离器10的操作压力为0.24mpa，该重整气液分离器10的操作温度为44℃。
主稳定塔15塔顶的操作温度为84℃，该主稳定塔15塔底的操作温度为196℃，且主稳定塔15的塔顶操作压力为0.95mpa。
主脱戊烷塔21塔顶的操作温度为95℃，该主脱戊烷塔21塔底的操作温度为204℃，且主脱戊烷塔21的操作压力为1.05mpa。
主脱c6/c7塔28塔顶的操作温度为84℃，该主脱c6/c7塔28塔底的操作温度为149℃，且主脱c6/c7塔28的塔顶操作压力为0.04mpa。
重整循环氢压缩机2为用背压透平驱动的离心压缩机。
尽管已经示出和描述了本发明的实施例，对于本领域的普通技术人员而言，可以理解在不脱离本发明的原理和精神的情况下可以对这些实施例进行多种变化、修改、替换和变型，本发明的范围由所附权利要求及其等同物限定。