专利名称：一种蒸发脱水系统带侧线采出且分离出苯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，特别涉及一种蒸发脱水系统带侧线采出且分 离出苯的重整系统及其方法。
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，所述抽提系统再与第一和第二回 收塔相连，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， 所述蒸发脱水系统设有侧线采出口。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与第一回收塔相连接；所述第一回收塔上部通过管线采出苯，下部 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采出混合芳烃，下部通过 管线与抽提系统相连接；所述蒸发脱水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水系统侧部 通过管线采出轻质抽余油，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；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100-1500C，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，抽提系统抽出 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 (绝压)，塔 底温度为175°C，压力为0. 15-0.25MPa(绝压)；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(绝压)；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；所述抽提 系统其余组分经过顶部进入蒸发脱水系统进行脱水切割，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；侧线采出口温度为128-153°C，压力为0. 41-0. 61MPa，采出轻质抽余油，所 述轻质抽余油既可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；所述蒸发脱水系统底部采出精制油，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. OtT1 ；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。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 品，此外由于分离出了苯，使得优质汽油调和组分混合芳烃的苯含量大大降低。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1. 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1. 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0.591吨/小时，纯 氢流量为0.438吨/小时，氢气产率为3. 50% (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，压力为0. SMPa(绝 压)，塔底温度为220°C，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. 273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100°C，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85°C，压力为0. IMPa(绝压)，塔底温度为 175°C，压力为0. 15MPa(绝压)；顶部采出苯(g)，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. 258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(绝压)；顶部采出混合芳烃(e)， 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)，苯含量为0.32% (m)，辛烷 值(RON)为129，20°C密度为861千克/米3，流量为8. 906吨/小时，芳烃产率为71. 88% (重量)；底部采出物返回进入抽提系统；经过抽提系统8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7进行脱水，所述蒸发脱水系统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；所述蒸发脱水系统7侧线采出口温度为128°C，压力为
0.41MPa(绝压)，采出轻质抽余油(f)，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. 9% (m)，芳烃含量为0. (m)，辛烷值(RON)为69，20°C密度 为564千克/米3，流量为0. 473吨/小时，其既可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原 料；总液体收率为77. 09% ；所述蒸发脱水系统7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35-186°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738千克/米3，流量为4. 401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l.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、轻质抽余油、苯的流量之和除以原料进料量。芳烃产率等于混合芳烃流量乘以芳烃含量加上苯的流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0.448吨/小时，纯氢流量为0.405吨/小时，氢气产率为3.24% (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. OOMPa (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. 226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(绝压)，塔底温度为175°C，压力为0. 2MPa(绝压)；顶部采出 苯(g)，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. 440 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(绝压)；顶部采出混合芳烃(e)，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80-194°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)，苯含量为0.53% (m)，辛烷值(RON)为131，20°C密度为862千克/米 3，流量为9. 200吨/小时，芳烃产率为75. 72% (重量)；底部采出物返回进入抽提系统；经 过抽提系统8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7进行脱水，所 述蒸发脱水系统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；所述蒸发脱水系 统7的侧线采出口温度为141°C，压力为0. 51MPa (绝压)，采出轻质抽余油(f)，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1. 185吨/小时，其既可 作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；总液体收率为86. 61%;所述蒸发脱水系统7的 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4. 809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比表面积强度N/cm孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1961870.540.740.260.45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. 371吨/小时，纯氢流量为0. 341吨/小时，氢气产率 为2. 73% (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 0. 691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(绝压)，塔底温度为175°C，压力为0. 25MPa(绝 压)；顶部采出苯(g)，所得苯的纯度为99.99%，冰点为5.451，201密度为879千克/米 3，流量为0. 311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(绝压)；顶部采出混合芳烃(e)，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80-192°C，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)，苯含量为0. 38% (m)，辛烷值(RON)为134，20°C密 度为865千克/米3，流量为9. 113吨/小时，芳烃产率为74. 08% (重量)；底部采出物返 回进入抽提系统；经过抽提系统8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7进行脱水，所述蒸发脱水系统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；所述蒸发脱水系统7的侧线采出口温度为153°C，压力为0. 61MPa(绝压)，采出轻 质抽余油(f)，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 99.7% (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 2. 014吨/小时，其既可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；总液体收率为91. 50%； 所述蒸发脱水系统7的底部采出精制油(作为反应器2-2的进料)，所得精制油的馏程为 35-182°C，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. 185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"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。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，所述抽提系统再与第一和第二回收塔相连，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，所述蒸发脱水系统设有侧线采出口。
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 另一方面通过管线与第一回收塔相连接；所述第一回收塔上部通过管线采出苯，下部通过 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采出混合芳烃，下部通过管线 与抽提系统相连接；所述蒸发脱水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水系统设有侧线 采出品用于采出轻质抽余油，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5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2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；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 V，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 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，抽提系统抽出油 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(绝压)，塔 底温度为175°C，压力为0. 15-0.25MPa(绝压)；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(绝压)；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；所述抽提 系统其余组分经过顶部进入蒸发脱水系统进行脱水切割，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；设有侧线采出口，其温度为128-153°C，压力为0.41-0.61MPa，采出轻质抽余油，所述轻质抽余油既可作为汽油调和产品又可作为乙烯裂解原料；所述蒸发脱水系统 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. Oh—1 ；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 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与第一回收塔相连接；所述第一回收塔上部通过管线采出苯，下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采出混合芳烃，下部通过管线与抽提系统相连接；所述蒸发脱水系统顶部通过管线直接采出水，所述蒸发脱水系统设有侧线采出口用于采出轻质抽余油，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C10G59/02GK101921615SQ200910087049
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