專利名稱：一種多產(chǎn)芳烴的催化重整方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種催化重整系統(tǒng)及其方法，特別涉及一種多產(chǎn)芳烴的催化重整系統(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(xué)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(yán)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(biāo)準(zhǔn)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(yīng)用得到了充分的發(fā) 展，已到達(dá)相當(dāng)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(dāng)然 是解決問題的途徑，但對于負(fù)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)品的多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)。為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采取以下技術(shù)方案方案之一一種多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應(yīng)裝置；其特征在于 所述反應(yīng)裝置分為兩部分，反應(yīng)裝置和另一反應(yīng)裝置，所述反應(yīng)裝置包括第一和/或第二 反應(yīng)裝置(和/或更多反應(yīng)裝置)，該反應(yīng)裝置通過高壓分離裝置和穩(wěn)定塔系統(tǒng)與抽提系統(tǒng) 相連接，所述抽提系統(tǒng)一方面通過管線與芳烴切割系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)另一方面通 過管線與抽余油切割系統(tǒng)相連接，所述抽余油切割系統(tǒng)再通過另一反應(yīng)裝置與所述高壓分 離裝置相連接，所述另一反應(yīng)裝置包括第三和/或第四反應(yīng)裝置(和/或更多反應(yīng)裝置)。方案之二一種多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應(yīng)裝置；其特征在于所述反應(yīng)裝置底部通過管線與高壓分離裝置相連接；所述高壓分離裝置通過管線與穩(wěn)定塔 系統(tǒng)相連接，并通過管線以及壓縮裝置與原料供應(yīng)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芳烴切割系統(tǒng)相連接；所述抽余油切割系統(tǒng)上部通過管線采出 輕質(zhì)抽余油，所述抽余油切割系統(tǒng)底部通過管線以及加熱裝置與另一反應(yīng)裝置(第三反應(yīng) 裝置)相連接；所述另一反應(yīng)裝置的另一端通過管線與所述高壓分離裝置相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應(yīng)裝置先通過第二個加熱裝置與第二反 應(yīng)裝置相連接(第二反應(yīng)裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應(yīng)裝置相連)，然后再與所 述高壓分離裝置相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應(yīng)裝置為上下串聯(lián)的兩個反應(yīng)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(yīng)裝置通過第四個加熱裝置與第四 反應(yīng)裝置相連接(第四反應(yīng)裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應(yīng)裝置相連)，然后再與 所述高壓分離裝置相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置為上下串聯(lián)的兩個(或兩個 以上)反應(yīng)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)明的上述目的是通過以下技術(shù)方案達(dá)到的一種多產(chǎn)芳烴催化重整方法，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(yīng)裝置進行反應(yīng)；所述反應(yīng)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(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進 入高壓分離裝置進行高壓分離，所述高壓分離裝置的操作溫度為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(yīng)裝置，所述經(jīng)過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前進入原料管線，或者在 加熱爐后進入原料管線；經(jīng)過所述高壓分離裝置處理后所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進 行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為100-120°C，塔頂壓力為0. 8-1. 05MPa, 塔底溫度為220-240°C，塔底壓力為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35-196°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-l.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或幾種任意比例的混合； 所述抽提系統(tǒng)底部采出芳烴進入芳烴切割系統(tǒng)處理，所述芳烴切割系統(tǒng)中的切割塔的塔 頂溫度為130°C _180°C，塔頂壓力為0. 13-0. 18MPa，塔底溫度為230-280°C，塔底壓力為 0. 15-0. 22MPa,回流比為0. 50-3. 0 ；頂部采出餾程為75°C _205°C混合芳烴；底部采出餾程 為205°C _260°C的重芳烴；所述抽提系統(tǒng)采出的抽余油進入抽余油切割系統(tǒng)進行切割，所 述抽余油切割系統(tǒng)中的抽余油切割塔的塔頂溫度為75-95°C，塔頂壓力為0. 1-0. 2MPa，塔 底溫度為175-213°C，塔底壓力為0. 13-0. 25MPa，回流比為20-60 ；塔底采出的重抽余油經(jīng) 過加熱裝置加熱后，進入另一反應(yīng)裝置進行反應(yīng)，塔頂采出餾程為35-75°C輕質(zhì)抽余油；所 述另一反應(yīng)裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓力為1. 0-1. 6MPa ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后進入高壓分離裝置進行高壓分離。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述反應(yīng)裝置的反應(yīng)產(chǎn)物先經(jīng)過第二個加熱裝 置加熱后，進入第二反應(yīng)裝置反應(yīng)(或在第二反應(yīng)裝置后再接上更多的加熱裝置和對應(yīng)的 反應(yīng)裝置)，所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后再進入高壓分離裝置。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置的反應(yīng)產(chǎn)物先經(jīng)過第四個加 熱裝置加熱后，進入第四反應(yīng)裝置反應(yīng)(或在第四反應(yīng)裝置后再接上更多的加熱裝置和對 應(yīng)的反應(yīng)裝置)，所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后再進入高壓分離裝置。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)，包括溶劑回收及水洗系統(tǒng)。本發(fā)明中所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)、芳烴切割系統(tǒng)和抽余油切割系統(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(yīng)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)明多產(chǎn)芳烴催化重整系統(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)明的多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)及方法中，反應(yīng)后的產(chǎn)物經(jīng)過抽提和抽余油切割后，生成 的精制油與循環(huán)氫混合后進入另一反應(yīng)器進一步反應(yīng)，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。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 為觀％ (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(yīng)器2-1進行反應(yīng)，進料體積空速為3. OtT1 ；所述反應(yīng)器2-1的入口溫度為530°C，入口壓 力為1. OMPa (A，絕壓)；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過加熱爐1-2加熱后，進入反應(yīng)器2_2進行反應(yīng)，所 述反應(yīng)器2-2的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa(A)；反應(yīng)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(A)；經(jīng)過高壓分離后，所得氫氣一部分(b)外送，其流量為0.588噸/小時，氫氣產(chǎn) 率為3. 49% (重量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機5返回至原料管線和加熱爐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中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為100°C，塔頂壓力為0. SMPa(A)，塔底溫度 為220°C，塔底壓力為0. 85MPa(A)，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. 260噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為35-196°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 (A)，溶劑比為3. 0，返 洗比為0. 5，所用溶劑為環(huán)丁砜；所述抽提系統(tǒng)8底部采出芳烴并通過管線進入芳烴切割 系統(tǒng)9處理，所述芳烴切割系統(tǒng)9中的切割塔的塔頂溫度為130°C，壓力為0. 13MPa(A)，塔 底溫度為230°C，壓力為0. 15MPa(A)，回流比(m/m)為0. 50 ；頂部采出混合芳烴(d)作為 汽油調(diào)和產(chǎn)品，所得混合芳烴餾程為75°C _205°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為 1.9% (m)，芳烴含量為98. 1% (m)，辛烷值(RON)為127，20°C密度為859千克/米3，流量為 7. 112噸/小時；底部采出重芳烴(e)可作為化工產(chǎn)品，所得重芳烴餾程為205°C -260°C, 含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為(m)，芳烴含量為99% (m)，20°C密度為871千 克/米3，流量為2. 006噸/小時；芳烴產(chǎn)率為71. 70% (重量)；所得抽余油進入抽余油切 割系統(tǒng)7進行切割，所述抽余油切割系統(tǒng)7中的抽余油切割塔的塔頂溫度為75°C，塔頂壓力 為0. IMPa(A)，塔底溫度為175°C，塔底壓力為0. 13MPa(A)，回流比(m/m)為20 ；塔頂采出輕 質(zhì)抽余油(f)，所述輕質(zhì)抽余油的餾程為35-75°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為 99.9% (m)，芳烴含量為0. (m)，辛烷值(RON)為69，20°C密度為564千克/米3，流量為 0. 534噸/小時，其既可作為汽油調(diào)和產(chǎn)品又可作為乙烯裂解原料；總液體收率為77. 22%； 所述抽余油切割系統(tǒng)7的切割塔的底部采出精制油(作為反應(yīng)器2-3的進料)，所得精制油 的餾程為35-186°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. 292噸/小時；所得精制油 經(jīng)過加熱爐1-3加熱后進入反應(yīng)器2-3進行反應(yīng)，所述反應(yīng)器2-3的入口溫度為530°C，入 口壓力為l.OMPa(A)；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)加熱爐1-4加熱后進入反應(yīng)器2-4反應(yīng)，所述反應(yīng)器 2-4的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa(A)，進料體積空速為1. Oh—1 ；所得反應(yīng)產(chǎn)物與 所述反應(yīng)器2-2的反應(yīng)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。各個反應(yīng)器裝入催化劑量的比例為反應(yīng)器2-1 反應(yīng)器2-2 = 1 1.5 ；反應(yīng)器2-3 反應(yīng)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GM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(fù)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、重芳烴以及輕質(zhì)抽余油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加上重芳烴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(yīng)器2-1和2-2所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示比表面積強度N/cin孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1921830. 520. 750. 250. 25反應(yīng)器2-3和2-4所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示
比表面積強度Ν/αη孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1961870. 540. 740. 260. 45本發(fā)明所用測定方法為(下同)1、餾程GB/T6536_1997石油產(chǎn)品蒸餾測定法；2、硫含量SH/T0689-2000輕質(zhì)烴及發(fā)動機燃料和其他油品的總硫含量測定法 (紫外熒光法)；3、硫醇硫GB/T1792_1988餾分燃料油中硫醇硫測定法(電位滴定法)；4、烷烴SH/T0239-92薄層填充柱色譜法；5、芳烴GB/T11132-2002液體石油產(chǎn)品烴類測定法(熒光指示劑吸附法)；6、辛烷值GB/TM87汽油辛烷值測定法(研究法)；7、密度GB/T1884-2000原油和液體石油產(chǎn)品密度實驗室測定法(密度計法)；8、環(huán)烷烴SH/T0239-92薄層填充柱色譜法；9、油中金屬ASTM D 5708-2005感應(yīng)耦合等離子體(ICP)原子發(fā)射光譜法測定原 油和殘留燃油中的鎳、釩和鐵的標(biāo)準(zhǔn)試驗方法；10、氮含量SH/T0704-2001化學(xué)發(fā)光法測氮(舟進樣)。實施例2如圖2所示，為本發(fā)明實施例2的流程示意圖。將餾程為80-185°C，含硫量為 0. Mppm，含氮量0. 5ppm，金屬含量為5ppb，含水量5ppm，烷烴含量為60% (m)，環(huán)烷烴含量 為34% (m)，芳烴含量為6% (m)，辛烷值(RON)為50，20°C密度為738千克/米3，流量為 12. 5噸/小時的中間基精制石腦油原料(a)先經(jīng)過換熱，再經(jīng)過加熱爐1-1加熱后，進入反 應(yīng)器2-1進行反應(yīng)；進料體積空速為4. Oh—1，所述反應(yīng)器2-1由反應(yīng)器2-1上和反應(yīng)器2-1 下兩個反應(yīng)器串聯(lián)組成，兩個反應(yīng)器之間設(shè)有加熱爐1-2，其中各個反應(yīng)器裝入催化劑量的 比例為反應(yīng)器2-1上反應(yīng)器2-1下=1 2;所述反應(yīng)器2-1的入口溫度均為500°C，入口 壓力均為1. 3MPa(A)；經(jīng)過反應(yīng)器2-1反應(yīng)后所得產(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40°C，操作壓力為1. 3MPa(A)；經(jīng) 過高壓分離后，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0. 439噸/小時，氫氣產(chǎn)率為3. 17% (重 量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機5返回至加熱爐1-1和加熱器1-3后，其中返回至加熱爐1-1 后的氫油體積比為800 1，進入加熱爐1-3后的氫油體積比為1200 1(在進入反應(yīng)裝置 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中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為102°C，塔頂壓力為0. 95MPa (A)，塔底溫度為227. 5°C，塔底 壓力為1. OOMPa(A)，回流比(m/m)為0. 99 ；塔頂采出干氣、液化氣和少量水(c)，其流量為1. 198噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為35-194°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120°C，操作壓力為0. SMPa(A)，溶劑比為5，返洗比為0. 7，所用溶 劑為N-甲酰基嗎啉；所述抽提系統(tǒng)8采出的芳烴進入芳烴切割系統(tǒng)9進行處理，所述芳烴 切割系統(tǒng)9中的切割塔的塔頂溫度為150°C，塔底壓力為0. 15MPa (A)，塔底溫度為251°C，塔 壓力為0. ISMPa(A)，回流比(m/m)為1. 5 ；頂部采出混合芳烴(d)作為汽油調(diào)和產(chǎn)品，所得 混合芳烴餾程為75°C _205°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為2% (m)，芳烴含量 為98.0% (m)，辛烷值(RON)為129，20°C密度為860千克/米3，流量為8. 0 噸/小時； 底部采出重芳烴(e)可作為化工產(chǎn)品，所得重芳烴餾程為205°C -260°C，含硫量痕量(檢 測不出)，非芳烴含量為(m)，芳烴含量為99% (m)，20°C密度為875千克/米3，流量為 1.417噸/小時；芳烴產(chǎn)率為74. 16% (重量)；經(jīng)過抽提系統(tǒng)8抽提后，所得抽余油進入抽 余油切割系統(tǒng)7進行切割，所述抽余油切割系統(tǒng)7中的抽余油切割塔的塔頂溫度為87 V，塔 頂壓力為0. 15MPa(A)，塔底溫度為194°C，塔底壓力為0. 18MPa(A)，回流比(m/m)為40 ；頂 部采出輕質(zhì)抽余油(d)，所述輕質(zhì)抽余油的餾程為35-75°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳 烴含量為99. 8% (m)，芳烴含量為0.2% (m)，辛烷值(RON)為70，20°C密度為571千克/米 3，流量為1. 418噸/小時，其既可作為汽油調(diào)和產(chǎn)品又可作為乙烯裂解原料；總液體收率為 86. 90% ；底部采出精制油(作為反應(yīng)器2-2的進料)，所述精制油的餾程為35-184 ，含硫 量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為98.7% (m)，芳烴含量為1.3% (m)，辛烷值(RON)為63， 20°C密度為740千克/米3，流量為4. 492噸/小時；所得精制油經(jīng)過加熱爐1_3加熱后進 入反應(yīng)器2-2進行反應(yīng)，所述反應(yīng)器2-2的入口溫度均為500°C，入口壓力均為1. 3MPa (A)， 進料體積空速為1. ^T1 ；所述反應(yīng)器2-2由反應(yīng)器2-2上和反應(yīng)器2-2下兩個反應(yīng)器串聯(lián) 組成，之間設(shè)有加熱爐1-4 ；其中各個反應(yīng)器裝入催化劑量的比例為反應(yīng)器2-2上反應(yīng)器 2-2下=1 2.5 ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱及冷凝器3冷卻后進入高壓分離器4。反應(yīng)器2-1所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示
權(quán)利要求
1.一種多產(chǎn)芳烴催化重整方法，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(yīng)裝置進行反應(yīng)；所述反應(yīng)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(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進入高壓分離裝 置進行高壓分離，所述高壓分離裝置的操作溫度為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(yīng)裝置， 所述經(jīng)過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前進入原料管線，或者在加熱爐后進入原料管 線；經(jīng)過所述高壓分離裝置處理后所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進行處理，所述穩(wěn)定塔系 統(tǒng)中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為100-120°C，塔頂壓力為0. 8-1. 05MPa，塔底溫度為220_240°C， 塔底壓力為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35-196°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?，四甘醇中的一種或幾種任意比例的混合；所述抽提系統(tǒng)底部采出 芳烴進入芳烴切割系統(tǒng)處理，所述芳烴切割系統(tǒng)中的切割塔的塔頂溫度為130°C -180°C, 塔頂壓力為0. 13-0. 18MPa，塔底溫度為230_280°C，塔底壓力為0. 15-0. 22MPa，回流比為 0. 50-3. 0 ；頂部采出餾程為75°C _205°C混合芳烴；底部采出餾程為205°C _260°C的重芳 烴；所述抽提系統(tǒng)采出的抽余油進入抽余油切割系統(tǒng)進行切割，所述抽余油切割系統(tǒng)中的 抽余油切割塔的塔頂溫度為75-95°C，塔頂壓力為0. 1-0. 2MPa，塔底溫度為175_213°C，塔 底壓力為0. 13-0. 25MPa,回流比為20-60 ；塔底采出的重抽余油經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入 另一反應(yīng)裝置進行反應(yīng)，塔頂采出餾程為35-75°C輕質(zhì)抽余油；所述另一反應(yīng)裝置的入口 溫度為470-530°C，入口壓力為1. 0-1. 6MPa ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后進入高壓分離裝置 進行高壓分離。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的多產(chǎn)芳烴催化重整方法，其特征在于所述反應(yīng)裝置的反應(yīng) 產(chǎn)物再經(jīng)過第二個加熱裝置加熱后，進入第二反應(yīng)裝置反應(yīng)，所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻 后再進入高壓分離裝置。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的多產(chǎn)芳烴催化重整方法，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置的 反應(yīng)產(chǎn)物先經(jīng)過第四個加熱裝置加熱后，進入第四反應(yīng)裝置反應(yīng)，所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱 冷卻后再進入高壓分離裝置。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種多產(chǎn)芳烴的催化重整方法，其步驟如下餾程為80-185℃的石腦油原料經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入反應(yīng)裝置進行反應(yīng)；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進入高壓分離裝置進行高壓分離；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(yīng)裝置，所述經(jīng)過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前進入原料管線，或者在加熱爐后進入原料管線；經(jīng)過所述高壓分離裝置處理后所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進行處理；塔頂采出干氣、液化氣和少量水；塔底所得餾程為35-196℃的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處理；所述抽提系統(tǒng)底部采出芳烴進入芳烴切割系統(tǒng)處理；頂部采出餾程為75℃-205℃混合芳烴；底部采出餾程為205℃-260℃的重芳烴；所述抽提系統(tǒng)采出的抽余油進入抽余油切割系統(tǒng)進行切割；塔底采出的重抽余油經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入另一反應(yīng)裝置進行反應(yīng)，塔頂采出餾程為35-75℃輕質(zhì)抽余油；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后進入高壓分離裝置進行高壓分離。本發(fā)明的多產(chǎn)芳烴的催化重整方法的優(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C10G61/10GK102102032SQ200910243458
公開日2011年6月22日 申請日期2009年12月22日 優(yōu)先權(quán)日2009年12月22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