专利名称：一种带有溶剂回收系统的石脑油多产芳烃重整系统及其方法
技术领域：
本发明涉及一种催化重整系统及其方法，特别涉及一种带有溶剂回收系统的石 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/或第二反应装置依次通过高压分离装置、稳 定塔系统、抽提系统以及抽余油切割系统相连接，所述抽提系统还与回收系统相连接， 所述抽余油切割系统再通过侧线与第三和/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；所述高压分离器通过管线与稳定系统相连接，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抽余油切割系统相连接；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，底部采出物通过管线与第二回收塔相连接；所述第二回收塔上部通过管线采出混合 芳烃，底部采出物通过管线与抽提系统相连接；所述抽余油切割系统上部通过管线采出 轻质抽余油，所述抽余油切割系统中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，所述抽余油切割装置下部通过管线采出煤油；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，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，空速为3.0-5.01Γ1 ；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反应装置和另一反应装置； 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100-12(TC，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.lOMPa，回流比为 0.90-1.15 ；塔顶采出水、干气及液化气；塔底所得馏程为35-220°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90-150°C，操作压力为0.6-1.0MPa，溶 剂比为3-8，返洗比为0.5-1.0，抽提溶剂为环丁砜，N-甲酰基吗啉或四甘醇；经过抽 提后，抽提系统的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，塔底温度为175°C，压力为0.1_0.2MPa ；顶部采出苯，底部采出物进 入第二回收塔；所述第二回收塔的塔顶温度为110_155°C，压力为0.02-0.05MPa，塔底 温度为175°C，压力为0.02-0.05MPa;顶部采出混合芳烃，全部或部分作为汽油调和产 品，底部采出物回流进入所述抽提系统；经过抽提后，所述抽提系统的抽余油进入抽余 油切割系统进行切割，所述抽余油切割塔的顶部温度为75-95°C，压力为0.1-0.2MPa，塔 底温度为175-213°C，压力为0.13-0.23MPa，回流比为20-60 ；底部采出煤油，顶部采出 轻质抽余油，所述抽余油切割塔的侧线采出口温度为100-140°C，压力为0.11-0.21MPa， 采出精制油；所得精制油经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反应产物经过冷 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再经过第二个加热 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再经过第四个 加热装置加热后，进入第四反应装置反应，所得反应产物经过冷却后进入高压分离器。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，包括溶剂回收及水洗系统。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，在较低的压力下，反应后的产物经 过抽提和抽余油切割后，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，而且由于采用了回收塔进行溶剂回收，使得混合芳烃中的苯被分离出 来，不但增加了产品种类，而且降低了混合芳烃中的苯含量，进而使得调和汽油中的苯 含量得到进一步的减少。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/小时的原料精制石脑油先经过换热，再经过加热炉1-1加热后，进入 反应器2-1进行反应，空速(空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积)为3.01Γ1 ； 所述反应器2-1的入口温度为470°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470°C，入口 压力为l.OMPa(绝压)；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 得氢气其中一部分外送，流量为0.372吨/小时，产氢率为2.98%，其它氢气经过压缩机 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6进行处理，所述稳定塔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;塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0.685吨/小时；塔底所得重整生成油 (馏程为35-191 )进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的温度为100°C，操作压 力为0.6MPa(绝压)，溶剂比为3，返洗比为0.5，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，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O.lMPa(绝 压)，塔底温度为175°C，所述第一回收塔底部直接采出0.31 1吨/小时的产品苯，冰点 可达5.4°C，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的 塔顶温度为110°C，压力为0.02MPa(绝压)，塔底温度为175°C，所述第二回收塔顶部直 接采出6.684吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80-192°C，含硫量痕量(检测 不出)，烷烃含量为2.1% (m)，芳烃含量为97.9% (m)，辛烷值(RON)为130，20°C密 度为862千克/米3，芳烃产率为56.4重量％，该混合芳烃是优质的汽油调和组分；所述 第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余 油经过顶部进入抽余油切割塔7进行切割分离，所述抽余油切割塔7的顶部温度为75°C， 压力为O.lMPa(绝压)，底部温度为175°C，压力为0.13MPa(绝压)，回流比(m/m)为 20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为145-191°C，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量 为97.1% (m)，芳烃含量为2.9% (m)，20°C密度为768千克/米3，十六烷值为40，流 量为1.976吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽 余油的馏程为35-80°C，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.88% (m)，芳烃含量为 0.12% (m)，辛烷值(RON)为72，20°C密度为593千克/米3，流量为2.875吨/小时， 是优质的汽油调和组分；总的液体收率为91.54% ；所述抽余油切割塔7的侧线采出口温 度为100°C，压力为O.llMPa(绝压)，采出精制油(作为第三反应器的进料)，所得精制 油的馏程为80-145°C，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为98.7% (m)，芳烃含量为 1.3% (m)，辛烷值(RON)为55，20°C密度为721千克/米3，流量为5.068吨/小时； 所述精制油作为原料经过加热炉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470°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470°C，入口压力为l.OMPa(绝压)；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 反应器2-3 反应器2-4 = 1 1.5 2 3.5。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、煤油以及轻质抽余油的流量之和除以 原料进料量。
芳烃产率等于混合芳烃流量乘以芳烃含量以及苯的流量之和再除以原料进料量。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
1匕表面积m7g强度N/cm 孔容ml/g 堆比重g/mlPt m%Re m%
“192183 0.52 0.750.250.25反应器2-3和2-4所用催化剂的物化性质如下表所示
1匕表面积m7g强度N/cm 孔容ml/g 堆比重g/mlPt m%Re 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/小时的原料精制石脑油先经过换热，再经过加热炉1-1加热 后，进入反应器2-1进行反应；空速(空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积) 为4.01Γ1 ；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，两个反 应器通过加热炉1-2相连接；所述反应器2-1上和反应器2-1下的入口温度均为480°C， 入口压力均为1.3MPa(绝压)；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，所得氢气其中一部分外送，流量为0.394吨/小时， 产氢率为3.15%，其它氢气经过压缩机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6进行处理，所述稳定塔6的塔顶温度为102°C，塔顶压力为0.95MPa(绝压)，塔底温度为230°C，塔底 压力为l.OMPa(绝压)，回流比(m/m)为0.99 ；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为 1.061吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-193 )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O.SMPa(绝压)，溶剂比为5，返洗比 为0.75，所用溶剂为N-甲酰基吗啉；经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1， 所述第一回收塔9-1的顶部温度为87°C，压力为0.15MPa(绝压)，底部温度为175°C， 压力为0.15MPa(绝压)，所述第一回收塔底部直接采出0.41吨/小时的产品苯，冰点 可达5.4°C，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的 顶部温度为130°C，压力为0.035MPa(绝压)，底部温度为175°C，压力为0.035MPa(绝 压)，所述第二回收塔顶部直接采出7.604吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为 80-205含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为1.9% (m)，芳烃含量为98.1 % (m)，辛 烷值(RON)为131，20°C密度为863千克/米3，芳烃产率为64.11重量％，该混合芳烃 是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8 上部；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔7进行切割分离，所述抽余油切割塔7的顶 部温度为92°C，压力为0.15MPa(绝压)，底部温度为194°C，压力为0.18MPa(绝压)， 回流比(m/m)为30 ；底部采出煤油，所得煤油的馏程为155-205°C，含硫量痕量(检测 不出)，烷烃含量为98.7% (m)，芳烃含量为1.3% (m)，20°C密度为771千克/米3， 十六烷值为41，流量为1.231吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；顶部采出轻质抽 余油，所得轻质抽余油的馏程为35-85°C，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.9% (m)，芳烃含量为0.1% (m)，辛烷值(RON)为70，20°C密度为609千克/米3，流量为 1.8吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为88.3重量所述抽余油切割塔 7的侧线采出口温度为120°C，压力为0.16MPa (绝压)，采出精制油(作为反应器2_2的 进料)，所得精制油的馏程为85-155°C，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为98.67% (m)，芳烃含量为1.33% (m)，辛烷值(RON)为55，20°C密度为720千克/米3，流量 为3.877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相连 接；所述反应器2-2上和反应器2-2下的入口温度均为480°C，入口压力均为1.3MPa(绝 压)；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。其中反应器2-1上反应器2-1下反应器2-2上反应器2_2下= 1 · 1.5 · 2 · 3.5ο反应器2-1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/或第二反应装置依次通过高压分离装置、稳定 塔系统、抽提系统以及抽余油切割系统相连接，所述抽提系统还与回收系统相连接，所 述抽余油切割系统再通过侧线与第三和/或第四反应装置连接。
2.—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 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抽余油切割系统相连接；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，底部采出物通过管线与第二回收塔相连接；所述第二回收塔上部通过管线采出混合 芳烃，底部采出物通过管线与抽提系统相连接；所述抽余油切割系统上部通过管线采出 轻质抽余油，所述抽余油切割系统中部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接， 所述抽余油切割装置下部通过管线采出煤油；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。
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 置先通过第四个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.—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，空速为3.0-5.01Γ1 ；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反应装置和另一反应装置； 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_1.10MPa，回流比为 0.90-1.15 ；塔顶采出水、干气及液化气；塔底所得馏程为35-220°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90-150°C，操作压力为0.6-1.0MPa，溶 剂比为3-8，返洗比为0.5-1.0，抽提溶剂为环丁砜，N-甲酰基吗啉或四甘醇；经过抽 提后，抽提系统的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，塔底温度为175°C，压力为0.1_0.2MPa ；顶部采出苯，底部采出物进 入第二回收塔；所述第二回收塔的塔顶温度为110_155°C，压力为0.02-0.05MPa，塔底 温度为175°C，压力为0.02-0.05MPa;顶部采出混合芳烃，全部或部分作为汽油调和产 品，底部采出物回流进入所述抽提系统；经过抽提后，所述抽提系统的抽余油进入抽余 油切割系统进行切割，所述抽余油切割塔的顶部温度为75-95°C，压力为0.1-0.2MPa，塔 底温度为175-213°C，压力为0.13-0.23MPa，回流比为20-60 ；底部采出煤油，顶部采出轻质抽余油，所述抽余油切割塔的侧线采出口温度为100-140°C，压力为0.11-0.21MPa， 采出精制油；所得精制油经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反应产物经过冷 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 反应产物再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。
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 置的反应产物再经过第四加热装置加热后，进入第四反应装置反应，所得反应产物经过 冷却后再进入高压分离器。
全文摘要
本发明公开了一种石脑油多产芳烃重整系统及其方法，该系统包括加热装置，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/或第二反应装置依次通过高压分离装置、稳定塔系统、抽提系统以及抽余油切割系统相连接，所述抽提系统还与回收系统相连接，所述抽余油切割系统再通过侧线与第三和/或第四反应装置连接。本发明的石脑油多产芳烃重整系统及方法中，在较低的压力下，反应后的产物经过抽提和抽余油切割后，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，而且由于采用了回收塔进行溶剂回收，使得混合芳烃中的苯被分离出来，不但增加了产品种类，而且降低了混合芳烃中的苯含量，进而使得调和汽油中的苯含量得到进一步的减少。
文档编号C10G59/02GK102010747SQ20091008924
公开日2011年4月13日 申请日期2009年7月9日 优先权日2009年7月9日
发明者丁冉峰 申请人:北京金伟晖工程技术有限公司