专利名称：一种多产芳烃的重整系统及其方法
技术领域：
本发明涉及一种重整系统及其方法，特别涉及一种石脑油多产芳烃重整系统及其 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(和/或更多反应装置)通过高 压分离器、稳定塔系统以及抽提系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/ 或第四反应装置(和/或更多反应装置)连接。一种优选技术方案，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；所述高压分离器通过管线与稳定塔系统相连接，并通过管线以及压缩装置与原料供应 系统相连接；所述稳定塔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 管线与蒸发脱水系统相连接；所述抽提系统另一方面通过管线采出混合芳烃；所述蒸发脱 水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水系统下部通过管线以及加热装置与另一反应装置(第三反应装置)相连接，所述另一反应装置的另一端通过管线和冷却装置与所述高压 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先通过第四个加热装置与第 四反应装置(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)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重整方法。本发明的上述发明目的是通过以下技术方案达到的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. 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，所述返回的氢气或者在加热炉前进入管线，或者在加热炉后进入管线；经过高压分离 后，所得重整产物进入稳定塔系统进行处理，所述稳定塔系统的塔顶温度为100-120°C， 塔顶压力为0. 8-1.05MPa，塔底温度为220_240°C，塔底压力为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，四甘醇中的一种或 几种混合；经过抽提后，混合芳烃采出作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，其余组分经 过顶部进入蒸发脱水系统进行脱水，所述蒸发脱水系统的顶部温度为110-130°C，压力为 0. 4-0. 6MPa，底部温度为210_240°C，压力为0. 45-0. 65MPa，全回流；顶部采出少量水，底部 采出精制油，所得精制油经加热后进入另一反应装置进行反应，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。一种优选技术方案，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(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再进入高压分离器。本发明中所述抽提系统为专利号为200310103541. 9和200310103540. 4中公开的
抽提系统，包括溶剂回收、水洗系统、返洗系统等。本发明中所述稳定塔系统和蒸发脱水系统为常规的系统，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重整系统及方法中，在较低反应压力下反应后的产物经过抽 提和蒸发脱水后，生成的精制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，同时提供高辛烷值产
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ΡΠ O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l.OMPa(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(绝压)；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(绝压)；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， 纯氢流量为0.455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6进行处理，所述稳定塔系统6的塔顶温度为100°C，塔顶压力 为0. 8MPa (绝压)，塔底温度为220°C，塔底压力为0. 85MPa (绝压)，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 )进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为10(TC，操作压力 为0. 6MPa (绝压)，溶剂比为3. 0，返洗比为0. 5，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，所得混合 芳烃(e)采出作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，所得混合芳烃的馏程为75-196 ， 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9. 485吨/小时，芳烃产率为74. 36% (重量)， 总液体收率为75. 88% ；经过抽提后，所得抽余油经过抽提系统8的顶部进入蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔7进行脱水，所述蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔7的顶部温度为110°C，压 力为0. 4MPa (绝压)，底部温度为210°C，压力为0. 45MPa (绝压)，全回流；顶部采出少量水 (d)，其流量为0. 001吨/小时；底部采出精制油作为反应器2-3的进料，所得精制油的馏程 为35-1861，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738千克/米3，流量为4. 717吨/小时；所得精制油经过 加热炉1-3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1. OMPa(绝压)；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(绝压)，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混合芳烃的流量除以原料进料量。芳烃产率等于混合芳烃流量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
比表面积强度N/cm孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1921830.520.750.250.25反应器2-3和2-4所用催化剂的物化性质如下表所示
比表面积强度N/cm孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1961870.540.740.260.45本发明所用测定方法为(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，为本发明实施例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 ；其中所述反应器2-1由反应器2-1上和反应 器2-1下两个反应器串联组成，所述反应器2-1上和反应器2-1下的入口温度均为500°C， 入口压力均为1. 3MPa(绝压)；两个反应器之间通过加热炉1-2相连接；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 (绝压)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送 (b)，其流量为0.490吨/小时，纯氢流量为0.441吨/小时，氢气产率为3. 53% (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，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6进行处理，所述稳定塔系统6的 塔顶温度为102°C，压力为0. 95MPa (绝压)，塔底温度为227. 5°C，压力为1. OMPa (绝压)， 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. 544吨/小时；塔 底所得重整生成油(馏程为35-194 )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 (绝压)，溶剂比为5，返洗比为0. 7，所用溶剂为N-甲酰 基吗啉；经过抽提后，所得混合芳烃(e)采出作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，所得 混合芳烃的馏程为75-194°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131，20°C密度为862千克/米3，流量为10. 466吨/小 时，芳烃产率为82. 13% (重量)，总液体收率为83. 72% (重量)；经过抽提后，所得抽余 油经过抽提系统8的顶部进入蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔7进行脱水，所述蒸发脱水系 统中的蒸发脱水塔7的顶部温度为120°C，压力为0. 5MPa(绝压)，底部温度为225°C，压力 为0. 55MPa (绝压)，全回流；顶部采出少量水(d)，其流量为0. 001吨/小时；底部采出精 制油(作为第二反应器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. 7% (m)，芳烃含量为1.3% (m)，辛烷值(RON)为63，20°C密度为 740千克/米3，流量为5. 076吨/小时；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，之间通过 加热炉1-4连接；所述反应器2-2上和反应器2-2下的入口温度均为500°C，入口压力均为
1.3MPa (绝压)，进料体积空速为1. 51Γ1 ；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。其中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，为本发明实施例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 (绝压)；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 (绝压)；经过高压分离后，所 得氢气一部分外送(b)，其流量为0. 428吨/小时，纯氢流量为0. 390吨/小时，氢气产率 为3. 12% (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 (绝压)，塔底温度为240°C，压 力为1. IOMPa(绝压)，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(绝压)，溶剂比为8. 0，返洗比 为1.0，所用溶剂为四甘醇；经过抽提后，所得混合芳烃(e)采出作为汽油调和产品或直接 作为芳烃产品，所得混合芳烃的馏程为75-192 ，含硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为 1.8% (m)，芳烃含量为98. 2% (m)，辛烷值(RON)为134，20°C密度为865千克/米3，流量为 10. 506吨/小时，芳烃产率为82. 53% (重量)，总液体收率为84. 05% (重量)；经过抽提 后，所得抽余油经过抽提系统中的抽提塔8的顶部进入蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔7进 行脱水，所述蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔7的顶部温度为130°C，压力为0. 6MPa (绝压)， 底部温度为240°C，压力为0. 65MPa(绝压)，全回流；顶部采出少量水(d)，其流量为0. 001 吨/小时；底部采出精制油(作为反应器2-2的进料)，所得精制油的馏程为35-182 ，含 硫量痕量(检测不出)，非芳烃含量为1. 5% (m)，芳烃含量为98. 5% (m)，辛烷值(RON)为 64，在20°C密度为745千克/米3，流量为4. 614吨/小时；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 (绝 压)，进料体积空速为2. Oh-I ；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。
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 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器、稳定塔系统以及抽提系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接。
2.一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；所述高压分离器通过管线与稳定塔系统 相连接，并通过管线以及压缩装置与原料供应系统相连接；所述稳定塔系统下部通过管线 与抽提系统相连接；所述抽提系统一方面通过管线与蒸发脱水系统相连接；所述抽提系统 另一方面通过管线采出混合芳烃；所述蒸发脱水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水 系统下部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，所述另一反应装置的另一端通过 管线和冷却装置与所述高压分离器相连接。
3.根据权利要求2所述的石脑油多产芳烃重整系统，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，然后再与所述高压分离器相连接。
4.根据权利要求3所述的石脑油多产芳烃重整系统，其特征在于所述另一反应装置 先通过第四加热装置与第四反应装置相连接，然后与所述高压分离器相连接。
5.根据权利要求2所述的石脑油多产芳烃重整系统，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。
6.根据权利要求5所述的石脑油多产芳烃重整系统，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。
7.一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. 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，所述返回的氢气或者在加热炉前进入管线，或者在加热炉后进入管线；经过高压分离 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 顶采出液化气、干气和少量水；塔底所得馏程为35-196 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，四甘醇中的一种或几种混合；经 过抽提系统抽提后，混合芳烃采出作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，其余组分经 过顶部进入蒸发脱水系统进行脱水，所述蒸发脱水系统的顶部温度为110-130°C，压力为 0. 4-0. 6MPa，底部温度为210_240°C，压力为0. 45-0. 65MPa，全回流；顶部采出少量水，底部 采出精制油，精制油经加热后进入另一反应装置进行反应，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 冷却后进入高压分离器。
8.根据权利要求7所述的石脑油多产芳烃重整方法，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，所得反应产物经过换热冷 却后再进入所述高压分离器。
9.根据权利要求8所述的石脑油多产芳烃重整方法，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 所述高压分离器。
全文摘要
本发明公开了一种石脑油多产芳烃重整系统及方法，该系统包括加热装置和反应装置；其特征在于所述反应装置与高压分离器相连接；所述高压分离器与稳定塔系统相连接；所述稳定塔系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统一方面通过管线与蒸发脱水系统相连接；所述抽提系统另一方面通过管线采出混合芳烃；所述蒸发脱水系统底部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接，所述蒸发脱水系统顶部通过管线直接采出水；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。本发明的石脑油多产芳烃重整系统及其方法的优点是处理能力、液体收率、芳烃产率、氢气产量大大提高。
文档编号C10G61/10GK101921616SQ20091008704
公开日2010年12月22日 申请日期2009年6月17日 优先权日2009年6月17日
发明者丁冉峰 申请人:北京金伟晖工程技术有限公司