聚物再通过环化、异构化、氨 转移和脱氨等反应步骤生成含芳控组分。优选的工艺条件为反应压力0. 45~0. 65MPa、反 应器入口溫度240~405°C、反应器总溫40~90°C、反应器正常反应溫度280~450°C、反 应器催化剂再生溫度400~450°C、反应器再生压力0. 50~0. 85MPa、原料重时空速0.化1、 再生空速250~30化1。
[0032] 当芳构化反应进行一段时间后，催化剂将会积碳失活，需再生处理，再生时芳构化 单元的再生配风和催化单元的再生配风可W集中考虑，芳构化单元再生的烟气可统一并入 催化烟气系统。
[0033] 气体分馈可W采用常规工艺流程，包括脱丙烷塔、脱乙烧塔、丙締塔、碳四分馈塔 和脱戊烧塔共5个塔。典型的工艺流程如下：
[0034] 液化气由蒸气预热到87°C，由累打入脱丙烷塔，操作压力2.OMPa,溫度48°C，塔顶 产物为乙締、乙烧、丙烷和丙締的混合物，塔底产物C4X5组分进入C4精馈塔。塔顶馈出物 进入脱乙烧塔，在压力为3.OMPa、溫度59°C下操作，塔顶主产物为乙烧，塔底产物主要为丙 烧和丙締。脱乙烧塔的塔底产物进入丙締塔，操作压力1.5MPa，溫度30°C。丙締塔的塔顶 产物为精丙締，纯度为99. 6%，塔底主产物为丙烷。脱丙烷塔的塔底产物累入脱戊烧塔，操 作压力0. 7MPa，操作溫度为56°C，脱戊烧塔塔底主产品为戊烧，组成塔顶产物是下締馈分 (参见：气体分馈过程工艺条件的优化，王政、吕向红等，青岛科技大学学报，第25卷第4期 2004年8月和中国专利CN10260345她）。
[0035] 石脑油的轻重分离装置可W采用常规的分馈塔，取馈程为初馈点~100°C作为轻 馈分；馈程为l〇〇°C~205°C作为重馈分。
[0036] 预加氨步骤可W采用氨气循环流程和重整氨一次通过流程。前者需要一台循环氨 压缩机，反应过程中氨不断循环；后者不需要循环氨压缩机，部分或全部重整氨气进入预加 氨反应系统，重整反应产生的氨气则经过油气分离器送出装置。
[0037] 本发明中重整其典型工艺流程是：重整进料经过预处理后，首先和来自高压分离 罐的循环氨混合，经换热到一定的反应溫度后，进入第一个重整反应器进行重整反应，生成 油气从第一个重整反应器出来后再加热到一定的反应溫度，之后进入第二个重整反应器继 续进行重整反应，如此直到第四个重整反应器。从第四个重整反应器出来的高溫重整油气 经降溫后，进入高压油气分离罐进行气液分离。分离后的含氨气体一部分作为循环氨，另一 部分含氨气体进入氨气提纯系统，经过提纯操作后作为重整副产品送出装置。在重整反应 的同时，重整催化剂在4个反应器中自上而下缓慢移动，结焦后的催化剂从第四个重整反 应器底部出来后，送入催化剂再生器进行再生，再生后的催化剂作为新鲜催化剂送入第一 个重整反应器继续进行重整反应，一直运样循环进行（参见：徐承恩.催化重整工艺与工 程.中国石化出版社，2006)。
[0038] 芳控抽提可W采用Udex工艺、Sulfolane工艺、Mor地}dane工艺、Distapex工 艺、S邸工艺、GTBTX工艺等，优选为Sulfolane工艺，该工艺W环下讽为溶剂，是目前使用 最广泛的一种工艺。Sul化lane工艺包括环下讽抽提、非芳控水洗、汽提脱轻组分、芳控溶剂 分离、水汽提及溶剂再生六道工序，其作用是完成芳控与非芳控组分的分离。其典型工艺流 程是：在抽提塔中，W环下讽为溶剂溶解大部分芳控，使之与非芳控分开；富溶剂在汽提塔 中脱除剩余的非芳控，并将二次富溶剂送回到回收塔中，将芳控与溶剂分离；抽余油在水洗 塔可脱除洗涂水中痕量的非芳控，并产生汽提蒸汽供回收塔用；再生塔则脱除系统产生的 老化溶剂；由于生产的连续性，在系统中溶剂和水不断进行回收并循环使用，所W整个工艺 流程又可分为油循环、水循环和溶剂循环=个系统。
[0039] 上述工艺过程W环下讽为溶剂抽提芳控回收率高，原料范围宽，可抽提C6~Cll 范围内的芳控。
[0040] 通过W上组合工艺，W200万吨重油为例，得到的混合芳控产品数量不少于87万 吨，即混合芳控收率不少于43. 5%。
【附图说明】
[0041] 图1为本发明方法的流程示意图
[0042] 附图标识说明：
[004引 1-重油原料；
[0044] 2-催化裂化反应器；
[0045] 3-干气；
[004引 4-液化气；
[0047] 5-石脑油组分；
[004引 6-轻循环油；
[004引 7-富芳控组分；
[0050] 8-油浆产品；
[00川 9-气体分馈塔；
[0052] 10-轻重分离装置；
[0053] 11-选择性加氨改质装置；
[0054] 12-轻石脑油馈分；
[00巧]13-重石脑油馈分；
[0056] 14-液化气和轻石脑油；
[0057] 15-1#混合芳控；
[005引 16-芳构化1装置；
[0059] 17-芳构化2装置；
[0060] 18-2#混合芳控；
[0061] 19-预加氨装置；
[0062] 20-重整及芳控抽提装置；
[0063] 21-芳控抽余油；
[0064] 22-芳控产品；
【具体实施方式】
[0065] 下面通过实施例对本发明做进一步详细说明，运些实施例仅用来说明本发明，并 不限制本发明的范围。
[0066] 实施例1
[0067] a)将重油原料1通过催化裂化反应器2步骤进行反应，在催化剂作用下，其富芳控 组分7中富集了较高含量的芳控组分。
[0068] 重油原料的性质为密度0. 95g/cm3、硫含量< 0. 5wt%、氮含量< 2000yg/g，残炭 值< 8wt%、Ni+V< 25yg/g。
[0069]催化裂化反应条件：反应溫度为510~530°C，沉降器顶部压力为0. 2~0. 3MPa， 再生器顶部压力0. 2~0. 3MPa，提升管内油气停留时间3~5s，剂油比为6,回炼比为0. 05。 根据沸点的不同分离出产物的各个组分。
[0070] 在上述工艺条件下，催化裂化步骤的原料与产物的组成如下表I所示：
[0071] 表 1
[0072]
[0073] b)步骤a得到的富芳控组分7通过选择性加氨改质步骤，得到1#混合芳控15,并 副产液化气和轻石脑油14。
[0074] 针对上述催化裂化步骤产生的选择性加氨原料进行选择性加氨改质反应，该过程 的原料性质及操作条件如下表2所示：
[00巧]表2
[0076]
[0077] 在上述工艺条件下，选择性加氨步骤后产物的组成如下表3所示：
[0078] 表 3
[0079]
[008^~~C)步骤a得到的石脑油组分5,通过精馈进行轻重分离，取为馈程为初馈点~ 100°C的轻馈分12作为芳构化2子步骤的原料；馈程为100°C~205°C的重馈分作为重整及 芳控抽提装置20预加氨步骤的原料（轻重石脑油馈分也可根据产品市场情况改做汽油调 和组分），采用氨气循环流程进行预加氨。
[0081]d)步骤a得到的液化气组分4,进行C3、C4分离，工艺过程如下：
[008引液化气由蒸气预热到87。由累打入脱丙烷塔，操作压力2.OMPa,溫度48。塔顶 产物为乙締、乙烧、丙烷和丙締的混合物，塔底产物C4X5组分进入C4精馈塔。塔顶馈出物 进入脱乙烧塔，在压力为3.OMPa、溫度59°C下操作，塔顶主产物为乙烧，塔底产物主要为丙 烧和丙締。脱乙烧塔的塔底产物进入丙締塔，操作压力1.5MPa，溫度30°C。丙締塔的塔顶 产物为精丙締，纯度为99. 6%，塔底主产物为丙烷。脱丙烷塔的塔底产物累入脱戊烧塔，操 作压力0. 7MPa，操作溫度为56°C，脱戊烧塔塔底主产品为戊烧，组成塔顶产物是下締馈分。
[0083] 取C4组分作为所述芳构化2子步骤的原料生产混合芳控（与步骤e的产物混合 成2#混合芳控），步骤b得到的液化气和轻石脑油14也一并作为芳构化2子步骤的原料。
[0084] 芳构化2子步骤操作条件如下表4所示：
[0085] 表 4
[0086]
[0087] 芳构化2子步骤采用的催化剂理化性质，如下表5所示：
[0088] 表 5
[0089]
[0090] 在上述工艺条件下，芳构化2子步骤的原料及产物的组成如下表6所示：
[0091] 表 6
[0092]
[0093]
[0094] e)步骤a得到的干气3,经过单独的芳构化I子步骤生产混合芳控（与步骤d的 产物混合成2#混合芳控）。
[0095] 芳构化1子步骤采用与芳构化2子步骤相同的操作条件。催化剂性质如下表7所 示：
[0096] 表 7
[0097]
[0098] 在上述工艺条件下，芳构化1子步骤的原料及产物的组成如下表8所示：
[0099] 表 8
[0100]