专利名称：一种石脑油多产芳烃和溶剂油的重整方法
技术领域：
本发明涉及一种催化重整方法，特别涉及一种石脑油多产芳烃和溶剂油的重整方 法。
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重整系统及其方法就成为该技术领域急需解决的难 题。
发明内容
本发明的目的之一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多产芳烃及各种溶剂重整系统。为实现上述目的，本发明采取以下技术方案一种石脑油多产芳烃重整系统，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、 抽提系统与水洗系统及回收系统连接、所述水洗系统与抽余油系统连接，所述抽余油切割 系统再与第三和/或第四反应装置连接。一种石脑油多产芳烃重整系统，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 稳定塔系统相连接，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； 所述稳定塔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 收塔上部采出混合芳烃，底部通过管线与所述抽提系统相连接；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第一切割塔相连接；所述抽余油第一 切割塔上部采出食品级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上部采出工业级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上部采出120#溶剂油；所 述抽余油第三切割塔下部通过管线和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为上下串联的两个反应器，其 间通过加热装置相连接。本发明的另一目的是提供提高处理能力，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多产芳烃及其溶剂油的重整方法。一种石脑油多产芳烃重整方法，其步骤如下馏程为80_185°C的石脑油原料经过 加热装置加热后，进入反应装置进行反应；所述反应装置的入口温度为470-530°C，入口压 力为1. 6-1. 9MPa ；出口温度为410_460°C，出口压力为1. 5-1. 8MPa ；所得反应产物经过冷 却后进入高压分离器进行高压分离，所述高压分离器的操作温度为35-45°C，操作压力为 1. 2-1. 4MPa ；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，一部分经过压缩装置返回至原料管线 和另一反应装置，所述经过压缩装置返回的氢气或者在加热炉前进入原料管线，或者在加 热炉后进入原料管线；经过所述高压分离器处理后所得重整产物进入稳定塔系统进行处 理，所述稳定塔系统中的稳定塔的塔顶温度为100-120°C，压力为0. 8-1.05MPa，塔底温度 为220-240°C，压力为1. 5-3. 5MPa，回流比为0. 90-1. 15 ；塔顶采出干气、液化气和少量水； 塔底所得馏程为35-195 的重整生成油进入抽提系统进行处理，所述抽提系统中的抽提塔 的操作温度为100-150°C，操作压力为0. 6-1. OMPa，溶剂比为3. 0-8. 0，返洗比为0. 5-1. 0， 所用溶剂为环丁砜、N-甲酰基吗啉或四甘醇中的一种或几种任意比例的混合；经过抽提 系统抽提后，所得抽出油进入第一回收塔，所述第一回收塔的塔顶温度为85-90°C，压力为 0. 1-0. 2MPa(A)，塔底温度为175°C，压力为0. 15-0. 25MPa(A)；顶部采出苯，底部采出物进 入第二回收塔，所述第二回收塔的操作温度为110-155 °C，操作压力为0.02-0. 05MPa (A)； 顶部采出混合芳烃作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，底部采出物返回进入抽提系 统；经过抽提系统，所得抽余油经过顶部进入水系系统；所述水洗系统操作压力为0. 45 0. 55MPa，操作温度为30 50°C，油水比为0. 1 0. 5 ；所得水洗产品进入抽余油第一切割 塔进行切割；所述抽余油第一切割塔的塔顶温度为86-106°C，压力为0. 16-0. 24MPa，塔底温度为188-208°C，压力为0. 2-0. 28MPa,回流比为20-60 ；所述抽余油第一切割塔上部采出 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 抽余油第二切割塔的塔顶温度为87-107°C，压力为0. 12-0. 2MPa，塔底温度为191_211°C， 压力为0. 16-0. 24MPa,回流比为20-60 ；所述抽余油第二切割塔上部采出工业级6#溶剂 油；所述抽余油第三切割塔的塔顶温度为105-125°C，压力为0. 11-0. 19MPa，塔底温度为 214-234°C，压力为0. 15-0. 23MPa,回流比为20-60 ；所述抽余油第三切割塔上部采出120# 溶剂油；所述抽余油第三切割塔底部采出重抽余油经过加热装置加热后，进入另一反应装 置进行反应，同时塔底采出200#溶剂油；所述另一反应装置的入口温度为470-530°C，入口 压力为1. 0-1. 6MPa，进料体积空速为1. 0-2. OtT1 ；所得反应产物经换热冷却后进入高压分
1 " ο一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置的反应产物再经过第二个加热装 置加热后，进入第二反应装置反应(或在第二反应装置后再接上更多的加热装置和对应的 反应装置)，所得反应产物经过换热冷却后进入高压分离装置。一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置的反应产物先经过第四个加 热装置加热后，进入第四反应装置反应(或在第四反应装置后再接上更多的加热装置和对 应的反应装置)，所得反应产物经过换热冷却后再进入高压分离器。本发明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。本发明中所述加热炉和冷凝装置为常规的装置。本发明中所述反应器中的所用催化剂为常规的重整催化剂。有益效果本发明的石脑油多产芳烃及其各种溶剂重整系统及其方法的优点是与现有的催 化重整工艺相比，本发明的石脑油多产芳烃及其各种溶剂重整系统及方法中，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，使得本发明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
对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保 护范围的限制。
图1为本发明实施例1的流程示意图。图2为本发明实施例2的流程示意图。图3为本发明实施例3的流程示意图。
具体实施例方式实施例1如图1所示，为本发明实施例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 为观％ (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1. 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(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)；顶部采出混合芳烃(h)，所得混合芳烃可作为汽油 调和产品或直接作为芳烃产品，其馏程为80-196°C，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量 为2.0% (m)，芳烃含量为98.0% (m)，辛烷值(RON)为129，20°C密度为861千克/米3，流 量为8. 780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)， 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.OMPa㈧；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
6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。本发明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。本发明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
权利要求
1.一种石脑油多产芳烃的重整方法，其步骤如下馏程为80-185°C的石脑油原料经 过加热装置加热后，进入反应装置进行反应；所述反应装置的入口温度为470-530°C，入口 压力为1. 0-1. 6MPa，进料体积空速为3. 0-5. OtT1 ；所得反应产物经过换热冷却后进入高压 分离器进行高压分离，所述高压分离器的操作温度为35-45°C，操作压力为1. 2-1. 4MPa ；经 过高压分离后，所得氢气一部分外送，一部分经过压缩装置返回至原料管线和另一反应装 置，所述经过压缩装置返回的氢气或者在加热炉前进入原料管线，或者可在加热炉后进入 管线；经过所述高压分离器处理所得重整产物进入稳定塔系统进行处理，所述稳定塔系统 中的稳定塔的塔顶温度为100-120°C，压力为0. 8-1.05MPa，塔底温度为220_240°C，压力 为0. 85-1. IOMPa,回流比为0. 90-1. 15 ；塔顶采出干气、液化气和少量水；塔底所得馏程为 35-196°C的重整生成油进入抽提系统进行处理，所述抽提系统的操作温度为100-150°C， 操作压力为0. 6-1. OMPa，溶剂比为3. 0-8. 0，返洗比为0. 5-1. 0，所用溶剂为环丁砜、N-甲 酰基吗啉或四甘醇中的一种或几种任意比例的混合；经过抽提系统抽提后，所得抽出油进 入第一回收塔，所述第一回收塔的塔顶温度为85-90°C，压力为0. 1-0. 2MPa(A)，塔底温度 为175°C，压力为0. 15-0. 25MPa(A)；顶部采出苯，底部采出物进入第二回收塔，所述第二回 收塔的操作温度为110-155°C，操作压力为0.02-0. 05MPa(A)；顶部采出混合芳烃作为汽 油调和产品或直接作为芳烃产品，底部采出物返回进入抽提系统；经过抽提系统抽提后， 所得抽余油进入水洗系统；所述水洗系统中的水洗塔的操作温度为30-50°C，操作压力为 0. 45-0. 55MPa，油水比为0. 1_0. 5 ；经过水洗系统后，所得产品进入抽余油第一切割塔进行 切割；所述抽余油第一切割塔的塔顶温度为86-106°C，压力为0. 16-0. 24MPa，塔底温度为 188-208°C，压力为0. 2-0. 28MPa,回流比为20-60 ；所述抽余油第一切割塔上部采出食品级 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 第二切割塔的塔顶温度为87-107°C，压力为0. 12-0. 2MPa，塔底温度为191_211°C，压力为 0. 16-0. 24MPa，回流比为20-60 ；所述抽余油第二切割塔上部采出工业级6#溶剂油；所述抽 余油第三切割塔的塔顶温度为105-125°C，压力为0. 11-0. 19MPa，塔底温度为214_234°C， 压力为0. 15-0. 23MPa,回流比为20-60 ；所述抽余油第三切割塔上部采出120#溶剂油；底 部采出重抽余油经过加热装置加热后，进入另一反应装置进行反应，同时底部采出200#溶 剂油；所述另一反应装置的入口温度为470-530°C，入口压力为1. 0-1. 6MPa，进料体积空速 为1. 0-2. Oh"1 ；所得反应产物经换热冷却后进入高压分离器。
2.根据权利要求1所述的石脑油多产芳烃的重整方法，其特征在于所述反应装置的 反应产物先经过第二个加热装置加热后，进入第二反应装置反应，所得反应产物经过冷却 后再进入高压分离器。
3.根据权利要求1所述的石脑油多产芳烃的重整方法，其特征在于所述另一反应装 置的反应产物先通过第四加热装置进入第四反应装置反应，所得反应产物经换热冷却后进 入高压分离器。
全文摘要
本发明公开了一种石脑油多产芳烃和溶剂油的重整方法，其步骤如下石脑油原料加热后，进入反应装置；产物冷却后进行高压分离；所得重整产物进入稳定塔处理；塔底所得的重整生成油进入抽提系统；所得抽出油进入第一回收塔；底部采出物进入第二回收塔；底部采出物返回抽提系统；抽提后，所得抽余油进入水洗系统；水洗后，产品进入第一切割塔；所述抽余油第一切割塔上部采出食品级溶剂油；底部与第二切割塔相连接；上部采出120#溶剂油；同时底部采出200#溶剂油。本发明的采出芳烃及其溶剂油的重整方法的优点是处理能力、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C07C15/04GK102102038SQ20091024346
公开日2011年6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