專利名稱：一種生產(chǎn)苯、混合芳烴和煤油的重整系統(tǒng)及其方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種重整系統(tǒng)及其方法，特別涉及一種生產(chǎn)苯、混合芳烴和煤油的重 整系統(tǒng)及其方法。
背景技術(shù)：
隨著汽車工業(yè)的快速發(fā)展及石油化學工業(yè)對芳烴需求的增長，特別是國家對環(huán)境 保護的日益嚴格要求，催化重整汽油以其高辛烷值、低烯烴和痕量硫而成為新標準汽油中 理想的調(diào)和組分之一。催化重整副產(chǎn)物的大量氫氣又為提高油品質(zhì)量，發(fā)展加氫工業(yè)提供 大量廉價氫源。因此，催化重整作為生產(chǎn)高辛烷值汽油及芳烴的重要煉油工藝，在煉油、化 工工業(yè)中發(fā)揮著越來越重要的作用。催化重整裝置按催化劑再生方式，目前主要可分為半再生式重整和連續(xù)重整兩 類。兩類催化重整裝置因具有各自不同的特點，被各煉廠按其不同的原料加工要求而選擇。半再生式重整由于裝置投資小，操作靈活，操作費用低，適于不同的生產(chǎn)規(guī)模等特 點，仍占用重要地位。自鉬/錸催化劑問世以來，半再生式重整催化劑的研究和應用得到了充分的發(fā) 展，已到達相當高的水平。半再生重整裝置大多面臨擴大處理能力的壓力，擴能改造當然 是解決問題的途徑，但對于負荷增加不大的裝置，如果能通過提高催化劑活性，增大進料空 速，從而提高裝置處理量，則是最有利的方法。另一方面，重整原料來源呈現(xiàn)多樣化趨勢，低 芳烴潛含量的石腦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 質(zhì)化趨勢越來越明顯。原料的劣質(zhì)化對催化劑活性提出了更高的要求。因此提供一種能夠提高處理能力，并且提高液體收率、芳烴產(chǎn)量、辛烷值以及氫氣 產(chǎn)量的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)及其方法就成為該技術(shù)領(lǐng)域急需解決的難題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的之一是提供一種能夠提高處理能力，并且提高液體收率、芳烴產(chǎn)量 以及氫氣產(chǎn)率同時提供高辛烷值產(chǎn)品的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)。為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采取以下技術(shù)方案一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特征在 于所述反應裝置分為兩部分，第一和/或第二反應裝置(和/或更多反應裝置)通過高壓 分離器、穩(wěn)定塔系統(tǒng)、抽提系統(tǒng)以及抽余油切割系統(tǒng)與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)連接，所述抽提系統(tǒng)和 第一以及第二回收塔相連接，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)與第三和/或第四反應裝置(和/或更多 反應裝置)連接。一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特征在 于所述反應裝置底部通過管線與高壓分離器相連接；所述高壓分離器通過管線與穩(wěn)定系 統(tǒng)相連接，并通過管線以及壓縮裝置與原料供應系統(tǒng)相連接；所述穩(wěn)定系統(tǒng)下部通過管線 與抽提系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)頂部通過管線與抽余油切割系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)底部通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線采出苯，下部通過管線 與第二回收塔相連接；所述的第二回收塔上部通過管線采出混合芳烴，下部通過管線與抽 提系統(tǒng)上部相連接；所述抽余油切割系統(tǒng)下部通過管線采出煤油，所述抽余油切割系統(tǒng)上 部通過管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)下部通過管線以及加熱裝置與另一 反應裝置(第三反應裝置)相連接；所述另一反應裝置的另一端通過管線和冷卻裝置與所 述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應裝置先通過第二個加熱裝置與第二反 應裝置相連接(第二反應裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)，然后再與所 述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應裝置先通過第四個加熱裝置與第 四反應裝置(第四反應裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)相連接，然后再 與所述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應裝置為上下串聯(lián)的兩個反應器，其間通 過加熱裝置相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應裝置為上下串聯(lián)的兩個反應器，其 間通過加熱裝置相連接。本發(fā)明的另一目的是提供提高處理能力，并且提高液體收率、芳烴產(chǎn)量以及氫氣 產(chǎn)率同時提供高辛烷值產(chǎn)品的石腦油多產(chǎn)芳烴重整方法。本發(fā)明的上述發(fā)明目的是通過以下技術(shù)方案達到的一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整方法，其步驟如下餾程為80_185°C的石腦油原料經(jīng)過 加熱裝置加熱后，進入反應裝置進行反應；所述反應裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓 力為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為3. 0-5. Oh—1 ；所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進入高壓分 離器進行高壓分離，所述高壓分離器的操作溫度為35-45°C，操作壓力為1. 2-1. 4MPa ；經(jīng)過 高壓分離后，所得氫氣一部分外送，一部分經(jīng)過壓縮裝置返回至原料管線和另一反應裝置， 所述返回的氫氣或者在加熱爐前進入管線，或者在加熱爐后進入管線；所得重整產(chǎn)物進入 穩(wěn)定塔系統(tǒng)進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)的塔頂溫度為100-120°C，壓力為0. 8-1. 05MPa，塔 底溫度為220-240°C，壓力為0. 85-1. lOMPa,回流比為0. 90-1. 15 ；塔頂采出干氣、液化氣 和少量水；塔底所得餾程為35-205°C的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處理，所述抽提系統(tǒng) 的操作溫度為100-150°C，操作壓力為0. 6-1. OMPa，溶劑比為3. 0-8. 0，返洗比為0. 5-1. 0， 所用溶劑為環(huán)丁砜、N-甲?；鶈徇母蚀贾械囊环N或幾種混合；經(jīng)過抽提系統(tǒng)抽提后，所 得抽出油進入第一回收塔，所述第一回收塔的塔頂溫度為85-90°C，壓力為0. 1-0. 2MPa(絕 壓)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 15-0.25MPa(絕壓)；頂部采出苯，底部采出物進入第 二回收塔，所述第二回收塔的操作溫度為110-155°C，操作壓力為0.02-0. 05MPa(絕壓)； 頂部采出混合芳烴作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，底部采出物返回進入抽提系 統(tǒng)；所述抽提系統(tǒng)其余組分經(jīng)過頂部進入抽余油切割系統(tǒng)進行切割分離，所述抽余油切 割系統(tǒng)的頂部溫度為110-130°C，壓力為0. 15-0. 25MPa，底部溫度為180-200°C，壓力為 0. 18-0. 28MPa,回流比(m/m)為20-60 ；底部采出煤油，頂部采出物經(jīng)換熱冷卻后進入蒸發(fā) 脫水系統(tǒng)進行脫水，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)的頂部溫度為110-130°C，壓力為0. 6-0. 8MPa，底部 溫度為210-240°C，壓力為0. 62-0. 82MPa，全回流；頂部采出少量水，底部采出精制油經(jīng)加熱后進入另一反應裝置進行反應，所述另一反應裝置的入口溫度為470_530°C，入口壓力為 1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為1. 0-2. OtT1 ；所得反應產(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進入高壓分離器。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應裝置的反應產(chǎn)物先經(jīng)過第二個加熱裝 置加熱后，進入第二反應裝置反應(或在第二反應裝置后再接上更多的加熱裝置和對應的 反應裝置)，所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后再進入高壓分離器。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應裝置的反應產(chǎn)物先經(jīng)過第四個加 熱裝置加熱后，進入第四反應裝置反應(或在第四反應裝置后再接上更多的加熱裝置和對 應的反應裝置)，所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后再進入高壓分離器。本發(fā)明中所述抽提系統(tǒng)為專利號為200310103541. 9和200310103540. 4中公開的 抽提系統(tǒng)，包括溶劑回收、水洗系統(tǒng)、返洗系統(tǒng)等。本發(fā)明中所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)、抽余油切割系統(tǒng)和蒸發(fā)脫水系統(tǒng)為常規(guī)的系統(tǒng)，包括 塔、空氣冷卻器、水冷卻器、回流罐、回流泵以及塔底泵等。本發(fā)明中所述加熱爐和冷凝裝置為常規(guī)的裝置。本發(fā)明中所述反應器中的所用催化劑為常規(guī)的重整催化劑。有益效果本發(fā)明的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)及其方法的優(yōu)點是與現(xiàn)有的催化重整工藝相 比，本發(fā)明的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)及方法中，在較低反應壓力下反應后的產(chǎn)物經(jīng)過抽 提、抽余油切割和蒸發(fā)脫水后，生成的精制油與循環(huán)氫混合后進入另一反應器進一步反應， 使得本發(fā)明的系統(tǒng)的處理能力提高，液體收率、芳烴產(chǎn)量以及氫氣產(chǎn)率大大提高，同時提供 高辛烷值產(chǎn)品，此外由于分離出了苯，使得優(yōu)質(zhì)汽油調(diào)和組分混合芳烴的苯含量大大降低。下面通過附圖和具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保 護范圍的限制。


圖1為本發(fā)明實施例1的流程示意圖。圖2為本發(fā)明實施例2的流程示意圖。圖3為本發(fā)明實施例3的流程示意圖。
具體實施例方式實施例1如圖1所示，為本發(fā)明實施例1的流程示意圖。將餾程為80_185°C，含硫量為 0. 5ppm,含氮量0. 5ppm,金屬含量為5ppb，含水量5ppm，烷烴含量為70 % (m)，環(huán)烷烴含量 為28% (m)，芳烴含量為2% (m)，辛烷值(RON)為42，20°C密度為732千克/米3，流量為 12. 5噸/小時的石蠟基精制石腦油原料(a)先經(jīng)過換熱，再經(jīng)過加熱爐1-1加熱后，進入反 應器2-1進行反應，進料體積空速為3. OtT1 ；所述反應器2-1的入口溫度為530°C，入口壓力 為1. OMPa(絕壓)；所得反應產(chǎn)物經(jīng)過加熱爐1-2加熱后，進入反應器2-2進行反應，所述 反應器2-2的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa(絕壓)；反應產(chǎn)物經(jīng)換熱及冷凝器3 冷卻后進入高壓分離器4進行高壓分離，所述高壓分離器4的操作溫度為35°C，操作壓力為 1.2MPa (絕壓)；經(jīng)過高壓分離后，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0.591噸/小時，純
6氫流量為0.438噸/小時，氫氣產(chǎn)率為3. 50% (重量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機5返回至加 熱爐1-1和加熱爐1-3，其中返回至加熱爐1-1前的氫油體積比為800 1，進入加熱爐1-3 前的氫油體積比為1200 1(在進入加熱爐前先進行換熱)；經(jīng)過高壓分離器4所得重整產(chǎn) 物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)6進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)6的塔頂溫度為100°C，壓力為0. SMPa(絕 壓)，塔底溫度為220°C，壓力為0. 85MPa (絕壓)，回流比(m/m)為0. 90 ；塔頂采出干氣、液 化氣和少量水(c)，其流量為2. 273噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為35-205°C )進 入抽提系統(tǒng)8進行處理，所述抽提系統(tǒng)8的操作溫度為100°C，操作壓力為0. 6MPa (絕壓)， 溶劑比為3. 0，返洗比為0. 5，所用溶劑為環(huán)丁砜；經(jīng)過抽提后，所得抽提系統(tǒng)抽出油進入第 一回收塔10-1，所述第一回收塔的塔頂溫度為85°C，壓力為0. IMPa(絕壓)，塔底溫度為 175°C，壓力為0. 15MPa(絕壓)；頂部采出苯(f)，所得苯的純度為99. 99%，冰點為5. 45°C， 20°C密度為879千克/米3，流量為0. 258噸/小時；底部采出物進入第二回收塔10_2，所 述第二回收塔的操作溫度為110°C，操作壓力為0.02MPa(絕壓)；頂部采出混合芳烴(e)， 所得混合芳烴可作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，其餾程為80-205°C，含硫量痕量 (檢測不出)，非芳烴含量為2.0% (m)，芳烴含量為98.0% (m)，苯含量為0.32% (m)，辛烷 值(RON)為129，20°C密度為861千克/米3，流量為8. 906噸/小時，芳烴產(chǎn)率為71. 88% (重 量)；底部采出物返回進入抽提系統(tǒng)8 ；經(jīng)過抽提后，所得抽提系統(tǒng)抽余油經(jīng)過抽提系統(tǒng)8 的頂部進入抽余油切割系統(tǒng)7進行切割分離，所述抽余油切割系統(tǒng)7的頂部溫度為130°C， 壓力為0. 25MPa(絕壓)，底部溫度為200°C，壓力為0. 28MPa(絕壓)，回流比(m/m)為20 ； 底部采出煤油(d)，所得煤油的餾程為160-192°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為 97% (m)，芳烴含量為3% (m)，十六烷值為40，20°C密度為781千克/米3，流量為0.473噸 /小時；總液體收率為77. 09%;頂部采出物經(jīng)換熱冷卻后進入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)9進行脫水，所 述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)9的頂部溫度為110°C，壓力為0. 6MPa(絕壓)，底部溫度為210°C，壓力為 0. 62MPa (絕壓)，全回流；頂部采出少量水(g)，其流量為0. 001萬噸/小時，底部采出精制 油作為反應器2-3的進料，所得精制油的餾程為35-160°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳 烴含量為98. 8% (m)，芳烴含量為1.2% (m)，辛烷值(RON)為63，20°C密度為738千克/米 3，流量為4. 401噸/小時；所得精制油經(jīng)過加熱爐1-3加熱后進入反應器2-3進行反應，所 述反應器2-3的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa (絕壓)；所得反應產(chǎn)物經(jīng)加熱爐1_4 加熱后進入反應器2-4反應，所述反應器2-4的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa (絕 壓)，進料體積空速為1. Oh"1 ；所得反應產(chǎn)物與所述反應器2-2的反應產(chǎn)物混合后經(jīng)過換熱 及冷凝器3冷卻后進入高壓分離器4。其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-1 反應器 2-2 = 1 1. 5 ；反應器2-3 反應器2-4 = 1:2。本發(fā)明所用重整催化劑是一種Pt、Re重整催化劑，其載體為采用鋁溶膠熱油老化 法制成的G M單水鋁石和Ziegler合成副產(chǎn)物SB單水鋁石按一定比例混合，經(jīng)成型、焙燒 制得的有兩個集中孔峰的復合Y-三氧化二鋁。催化劑上Pt含量為0. 10 1.00重％，Re 含量為0. 10 3. 00重％，Cl含量為0. 50 3. 00重％，該催化劑具有高活性、高選擇性和 低積炭的特點。本發(fā)明中總液體收率等于混合芳烴、煤油和苯的流量之和除以原料進料量。
芳烴產(chǎn)率等于混合芳烴流量乘以芳烴含量加上苯的流量再除以原料進料量。氫氣產(chǎn)率等于外排氫量乘以氫氣純度再除以原料進料量。反應器2-1和2-2所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示
權(quán)利要求
一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特征在于所述反應裝置分為兩部分，第一和/或第二反應裝置通過高壓分離器、穩(wěn)定塔系統(tǒng)、抽提系統(tǒng)以及抽余油切割系統(tǒng)與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)連接，所述抽提系統(tǒng)和第一以及第二回收塔相連接，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)與第三和/或第四反應裝置連接。
2.一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特征在于 所述反應裝置底部通過管線與高壓分離器相連接；所述高壓分離器通過管線與穩(wěn)定系統(tǒng)相 連接，并通過管線以及壓縮裝置與原料供應系統(tǒng)相連接；所述穩(wěn)定系統(tǒng)下部通過管線與抽 提系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)頂部通過管線與抽余油切割系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)底部 通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線采出苯，下部通過管線與第 二回收塔相連接；所述的第二回收塔上部通過管線采出混合芳烴，下部通過管線與抽提系 統(tǒng)上部相連接；所述抽余油切割系統(tǒng)下部通過管線采出煤油，所述抽余油切割系統(tǒng)上部通 過管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)下部通過管線以及加熱裝置與另一反應 裝置相連接；所述另一反應裝置的另一端通過管線和冷卻裝置與所述高壓分離器相連接。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，其特征在于所述反應裝置先通 過第二個加熱裝置與第二反應裝置相連接，然后再與所述高壓分離器相連接。
4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，其特征在于所述另一反應裝置 先通過第四加熱裝置與第四反應裝置相連接，然后與所述高壓分離器相連接。
5.根據(jù)權(quán)利要求2所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，其特征在于所述反應裝置為上 下串聯(lián)的兩個反應器，其間通過加熱裝置相連接。
6.根據(jù)權(quán)利要求5所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，其特征在于所述另一反應裝置 為上下串聯(lián)的兩個反應器，其間通過加熱裝置相連接。
7.一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整方法，其步驟如下餾程為80-185°C的石腦油原料經(jīng)過加 熱裝置加熱后，進入反應裝置進行反應；所述反應裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓力 為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為3. 0-5. OtT1 ；所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進入高壓分離 器進行高壓分離，所述高壓分離器的操作溫度為35-45°C，操作壓力為1. 2-1. 4MPa ；經(jīng)過高 壓分離后，所得氫氣一部分外送，一部分經(jīng)過壓縮裝置返回至原料管線和另一反應裝置，所 述返回的氫氣或者在加熱爐前進入管線，或者在加熱爐后進入管線；所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn) 定塔系統(tǒng)進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)的塔頂溫度為100-120 V，壓力為0. 8-1. 05MPa,塔底 溫度為220-240°C，壓力為0. 85-1. IOMPa,回流比為0. 90-1. 15 ；塔頂采出干氣、液化氣和 少量水；塔底所得餾程為35-205°C的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處理，所述抽提系統(tǒng)的 操作溫度為100-150°C，操作壓力為0. 6-1. OMPa，溶劑比為3. 0-8. 0，返洗比為0. 5-1. 0，所 用溶劑為環(huán)丁砜、N-甲酰基嗎啉，四甘醇中的一種或幾種混合；經(jīng)過抽提系統(tǒng)抽提后，所得 抽出油進入第一回收塔，所述第一回收塔的塔頂溫度為85-90°C，壓力為0. 1-0. 2MPa(絕 壓)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 15-0.25MPa(絕壓)；頂部采出苯，底部采出物進入第 二回收塔，所述第二回收塔的操作溫度為110-155°C，操作壓力為0.02-0. 05MPa(絕壓)； 頂部采出混合芳烴作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，底部采出物返回進入抽提系 統(tǒng)；所述抽提系統(tǒng)其余組分經(jīng)過頂部進入抽余油切割系統(tǒng)進行切割分離，所述抽余油切 割系統(tǒng)的頂部溫度為110-130°C，壓力為0. 15-0. 25MPa，底部溫度為180-200°C，壓力為 0. 18-0. 28MPa,回流比(m/m)為20-60 ；底部采出煤油，頂部采出物經(jīng)換熱冷卻后進入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)進行脫水，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)的頂部溫度為110-130°C，壓力為0. 6-0. 8MPa，底部 溫度為210-240°C，壓力為0. 62-0. 82MPa，全回流；頂部采出少量水，底部采出精制油經(jīng)加 熱后進入另一反應裝置進行反應，所述另一反應裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓力為 1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為1. 0-2. OtT1 ；所得反應產(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進入高壓分離器。
8.根據(jù)權(quán)利要求7所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整方法，其特征在于所述反應裝置的反 應產(chǎn)物先經(jīng)過第二個加熱裝置加熱后，進入第二反應裝置反應，所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷 卻后再進入高壓分離器。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整方法，其特征在于所述另一反應裝置 的反應產(chǎn)物先通過第四加熱裝置進入第四反應裝置反應，所得反應產(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進入 高壓分離器。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)及方法，該系統(tǒng)包括加熱裝置和反應裝置；其特征在于所述反應裝置與高壓分離器相連接；所述高壓分離器與穩(wěn)定塔系統(tǒng)相連接；所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)下部通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)一方面通過管線與抽余油切割系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)另一方面通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線采出苯，下部通過管線與第二回收塔相連接；所述的第二回收塔上部通過管線采出混合芳烴，下部通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述抽余油切割系統(tǒng)下部通過管線采出煤油，所述抽余油切割系統(tǒng)上部通過管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)下部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝置(第三反應裝置)相連接，所述抽余油切割系統(tǒng)下部通過管線采出煤油；所述另一反應裝置的另一端通過管線與所述高壓分離器相連接。本發(fā)明的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)及其方法的優(yōu)點是處理能力、液體收率、芳烴產(chǎn)率、氫氣產(chǎn)量大大提高。
文檔編號C10G61/10GK101935548SQ20091008838
公開日2011年1月5日 申請日期2009年7月3日 優(yōu)先權(quán)日2009年7月3日
發(fā)明者丁冉峰 申請人:北京金偉暉工程技術(shù)有限公司