專利名稱：一種制備芳烴的重整系統(tǒng)的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本實(shí)用新型涉及一種催化重整系統(tǒng)，特別涉及一種制備芳烴的重整系統(tǒng)。
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(duì)芳烴需求的增長(zhǎng)，特別是國家對(duì)環(huán)境保護(hù)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(jià)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(diǎn)，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(fèi)用低，適于不同的生產(chǎn)規(guī)模等特 點(diǎn)，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(kuò)大處理能力的壓力，擴(kuò)能改造當(dāng)然 是解決問題的途徑，但對(duì)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(jìn)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(shì)，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(shì)越來越明顯。原料的劣質(zhì)化對(duì)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)芳烴及其各種溶劑的催化重整系統(tǒng)就成為該技術(shù)領(lǐng)域急需解決的難題。
發(fā)明內(nèi)容本實(shí)用新型的目的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(shí)提供高辛烷值產(chǎn)品的多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)。為實(shí)現(xiàn)上述目的，本實(shí)用新型采取以下技術(shù)方案方案之一一種制備芳烴的重整系統(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，第一和/或第二反應(yīng)裝置通過高壓分離裝置、穩(wěn)定塔系統(tǒng)和抽提 系統(tǒng)相連接，所述抽提系統(tǒng)分別與水洗系統(tǒng)和回收系統(tǒng)相連接，所述回收系統(tǒng)與芳烴切割 塔系統(tǒng)連接，所述水洗系統(tǒng)與抽余油切割系統(tǒng)相連接，所述抽余油切割系統(tǒng)再與第三和/ 或第四反應(yīng)裝置連接。方案之二一種制備芳烴的重整系統(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器相連接；所述高壓分離器一方面通過管線與穩(wěn)定系 統(tǒng)相連接，另一方面通過管線以及壓縮裝置與反應(yīng)裝置及另一反應(yīng)裝置相連接；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)底部通過管線與第一回收塔相連接， 所述第一回收塔上部采出苯，底部通過管線與第二回收塔相連接；所述的第二回收塔上部 通過管線與芳烴切割系統(tǒng)相連接，底部通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述芳烴切割系統(tǒng)上 部采出混合芳烴；所述芳烴切割塔底部采出重芳烴；所述抽提系統(tǒng)頂部通過管線與水洗系 統(tǒng)連接；所述水洗系統(tǒng)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)上部采出 輕質(zhì)溶劑油；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)裝置相連接，同 時(shí)通過管線采出柴油煤油；所述另一反應(yīng)裝置(第三和/或第四反應(yīng)裝置)的另一端通過 管線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(yīng)裝置通過第二個(gè)加熱裝置與第二反應(yīng) 裝置相連接，然后再與所述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置通過第四個(gè)加熱裝置與第四 反應(yīng)裝置相連接，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(yīng)裝置為上下兩個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)，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)裝置為上下串聯(lián)的兩個(gè)反應(yīng)器，其 間通過加熱裝置相連接。本實(shí)用新型中所述穩(wěn)定塔系統(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。本實(shí)用新型中所述加熱爐和冷凝裝置為常規(guī)的裝置。本實(shí)用新型中所述反應(yīng)器中的所用催化劑為常規(guī)的重整催化劑。有益效果本實(shí)用新型的制備芳烴的重整系統(tǒng)的優(yōu)點(diǎn)是與現(xiàn)有的催化重整工藝相比，本實(shí)用新型的多產(chǎn)芳烴催化重整系統(tǒng)中，反應(yīng)后的產(chǎn)物經(jīng)過抽提和抽余油切割后，生成的各種 溶劑油與循環(huán)氫混合后進(jìn)入另一反應(yīng)器進(jìn)一步反應(yīng)，使得本實(shí)用新型的系統(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(shí)提供高辛烷值的產(chǎn)品。下面通過附圖和具體實(shí)施方式
對(duì)本實(shí)用新型做進(jìn)一步說明，但并不意味著對(duì)本實(shí) 用新型保護(hù)范圍的限制。

圖1為本實(shí)用新型實(shí)施例1的流程示意圖。圖2為本實(shí)用新型實(shí)施例2的流程示意圖。圖3為本實(shí)用新型實(shí)施例3的流程示意圖。
具體實(shí)施方式
實(shí)施例1如圖1所示，為本實(shí)用新型實(shí)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(shí)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(jìn)入反應(yīng)器2-1進(jìn)行反應(yīng)，進(jìn)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(jìn)入反應(yīng)器2_2進(jìn)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l.OMPa(A)；反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)換熱及冷凝器3 冷卻后進(jìn)入高壓分離器4進(jìn)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，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0.613噸/小時(shí)，氫氣產(chǎn) 率為3.64% (重量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機(jī)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(jìn)入加熱爐1-3前的氫油體積比為1200 1(在 進(jìn)入加熱爐前先進(jìn)行換熱)；經(jīng)過高壓分離器4所得重整產(chǎn)物進(jìn)入穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定 塔6進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔6的塔頂溫度為100°C，壓力為0. SMPa(A)，塔 底溫度為220°C，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. 401噸/小時(shí)；塔底所得重整生成油(餾程為35-196°C)進(jìn)入抽提 系統(tǒng)8進(jìn)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；經(jīng)過抽提系統(tǒng)8抽提后，所得抽出油進(jìn)入第一回收 塔9-1，所述第一回收塔9-1的塔頂溫度為85°C，壓力為0. IMPa(A)，塔底溫度為175°C，壓 力為0.15MPa(A)；頂部采出苯(e)，所得苯的純度為99. 99%，冰點(diǎn)為5. 45°C，20°C密度為 879千克/米3，流量為0. 274噸/小時(shí)；底部采出物進(jìn)入第二回收塔9-2，所述第二回收塔 的操作溫度為110°C，操作壓力為0.02MPa(A)；所述第二回收塔頂部采出芳烴并通過管線 進(jìn)入芳烴切割系統(tǒng)11處理；所述芳烴切割系統(tǒng)11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(f)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(cè)不出)， 非芳烴含量為1.9% (m)，芳烴含量為98. (m)，辛烷值(RON)為127，20°C密度為859千 克/米3，流量為6. 848噸/小時(shí)；底部采出重芳烴(g)可作為化工產(chǎn)品，所得重芳烴餾程為 205 0C _260°C，含硫量痕量(檢測(cè)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1. 932噸/小時(shí)；芳烴產(chǎn)率為71. 03% (重量)；經(jīng)過抽提系 統(tǒng)8抽提后，所得抽余油經(jīng)過頂部進(jìn)入水洗系統(tǒng)10 ；所述水洗系統(tǒng)10操作壓力為0. 45MPa, 操作溫度為30°C，油水比為0. 1 ；所得水洗產(chǎn)品進(jìn)入抽余油切割塔系統(tǒng)7進(jìn)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 ；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(cè)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0. 19噸/小時(shí)，其既 可作為汽油調(diào)和產(chǎn)品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統(tǒng)7底部采出精制油(重 質(zhì)抽余油)(作為反應(yīng)器2-2的進(jìn)料)，同時(shí)通過管線直接采出柴油產(chǎn)品(h)，所得精制油的 餾程為35-184°C，含硫量痕量(檢測(cè)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739千克/米3，流量為3. 859噸/小時(shí)；所述抽余油 切割系統(tǒng)7底部同時(shí)通過管線直接采出精制油作煤油產(chǎn)品或煤油調(diào)和組分(h)，所得柴油 煤油產(chǎn)品或煤油調(diào)和組分的流量為0. 24噸/小時(shí)；總液體收率為78. 59% ；所得精制油經(jīng) 過加熱爐1-3加熱后進(jìn)入反應(yīng)器2-2進(jìn)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(jìn)料體積空速為1. 51Γ1 ；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(gè)反應(yīng)器串聯(lián)組成，之間設(shè)有加熱爐1-4 ；其中各個(gè)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(jìn)入 高壓分離器4。本實(shí)用新型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(gè)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(diǎn)。本實(shí)用新型中總液體收率等于苯、混合芳烴、重芳烴、輕質(zhì)溶劑油的流量之和除以原料進(jìn)料量。芳烴產(chǎn)率等于苯與混合芳烴流量之和乘以芳烴含量再除以原料進(jìn)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(jìn)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 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 本實(shí)用新型所用測(cè)定方法為(下同)1、餾程GB/T6536_1997石油產(chǎn)品蒸餾測(cè)定法；2、硫含量SH/T0689-2000輕質(zhì)烴及發(fā)動(dòng)機(jī)燃料和其他油品的總硫含量測(cè)定法 (紫外熒光法)；3、硫醇硫GB/T1792_1988餾分燃料油中硫醇硫測(cè)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(cè)定法(熒光指示劑吸附法)；6、辛烷值GB/T5487汽油辛烷值測(cè)定法(研究法)；7、密度GB/T1884-2000原油和液體石油產(chǎn)品密度實(shí)驗(yàn)室測(cè)定法(密度計(jì)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(cè)定原 油和殘留燃油中的鎳、釩和鐵的標(biāo)準(zhǔn)試驗(yàn)方法；10、氮含量SH/T0704-2001化學(xué)發(fā)光法測(cè)氮(舟進(jìn)樣)。實(shí)施例2如圖2所示，為本實(shí)用新型實(shí)施例2的流程示意圖。將餾程為80_185°C，含硫量 為0. 54ppm,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(shí)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(jìn)入反應(yīng)器2-1進(jìn)行反應(yīng)；進(jìn)料體積空速為4. Oh"1,所述反應(yīng)器2-1為反應(yīng)器2-1上和反 應(yīng)器2-1下兩個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)組成，兩個(gè)反應(yīng)器之間設(shè)有加熱爐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(jìn)入高壓分離器4進(jìn)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0.474噸/ 小時(shí)，氫氣產(chǎn)率為3.42% (重量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機(jī)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(jìn)入加熱爐1-3后的氫油體 積比為1200 1(在進(jìn)入反應(yīng)裝置前先進(jìn)行換熱)；經(jīng)過高壓分離器4所得重整產(chǎn)物進(jìn)入 穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔6進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔6的塔頂溫度為102°C， 壓力為0.95MPa (A)，塔底溫度為227.5°C，壓力為1. OMPa (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. 448噸/小時(shí)；塔底所得重整生成油(餾程為 35-194°C )進(jìn)入抽提系統(tǒng)8進(jìn)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?；鶈徇唤?jīng)過抽提系統(tǒng)8抽提后， 所得抽出油進(jìn)入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔頂溫度為87°C，壓力為0. 15MPa(A), 塔底溫度為175°C，壓力為0.2MPa(A)；頂部采出苯(e)，所得苯的純度為99. 99 %，冰點(diǎn) 為5. 45°C，20°C密度為879千克/米3，流量為0. 454噸/小時(shí)；底部采出物進(jìn)入第二回收 塔9-2，所述第二回收塔的操作溫度為130°C，操作壓力為0.035MPa(A)；所述第二回收塔 頂部采出芳烴并通過管線進(jìn)入芳烴切割系統(tǒng)11處理；所述芳烴切割系統(tǒng)11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. 18MPa(A)， 回流比(m/m)為1.5;頂部采出混合芳烴(f)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(cè)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. 203噸/小時(shí)；底部采出重芳烴(g) 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(cè)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1.448噸/小時(shí)；芳烴 產(chǎn)率為79. 4% (重量)；底部采出物返回進(jìn)入抽提系統(tǒng)8;經(jīng)過抽提系統(tǒng)8抽提后，所得抽 余油經(jīng)過頂部進(jìn)入水洗系統(tǒng)10進(jìn)行處理；所述水洗系統(tǒng)10操作壓力為0. 5MPa，操作溫度 為40°C，油水比為0. 3 ；經(jīng)過水洗系統(tǒng)10后，所得抽余油進(jìn)入抽余油切割系統(tǒng)7進(jìn)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°C，塔頂壓力為0. 15MPa(A)，塔 底溫度為194°C，塔底壓力為0. ISMPa(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(cè)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0.26噸/小時(shí)， 其既可作為汽油調(diào)和產(chǎn)品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統(tǒng)7底部采出精制油 (重質(zhì)抽余油)(作為反應(yīng)器2-2的進(jìn)料)，所得精制油的餾程為35-184 ，含硫量痕量(檢 測(cè)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739千克/米3，流量為3. 859噸/小時(shí)；所述抽余油切割系統(tǒng)7底部同時(shí)通過管線直接 采出精制油作煤油產(chǎn)品或煤油調(diào)和組分(h)，所得煤油產(chǎn)品或煤油調(diào)和組分的流量為0. 21 噸/小時(shí)；總液體收率為84. 62%;所得精制油經(jīng)過加熱爐1-3加熱后進(jìn)入反應(yīng)器2-2進(jìn)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(jìn)料體積空速為 1. 51Γ1 ；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(gè)反應(yīng)器串聯(lián)組成，之間設(shè)有加 熱爐1-4;其中各個(gè)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(jìn)入高壓分離器4。各個(gè)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。反應(yīng)器2-1所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示 反應(yīng)器2-2所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示 實(shí)施例3如圖3所示，為本實(shí)用新型實(shí)施例3的流程示意圖。將餾程為80_185°C，含硫量為 0. 45ppm,含氮量0. 5ppm,金屬含量為5ppb，含水量5ppm，烷烴含量為47 % (m)，環(huán)烷烴含量 為42% (m)，芳烴含量為11% (m)，辛烷值(RON)為61，20°C密度為742千克/米3，流量為 12. 5噸/小時(shí)的環(huán)烷基精制石腦油(a)先經(jīng)過換熱，再經(jīng)過加熱爐1-1加熱后，進(jìn)入反應(yīng) 器2-1進(jìn)行反應(yīng)；進(jìn)料體積空速為5. Oh"1 ；所述反應(yīng)器2-1的入口溫度為470°C，入口壓力 為1.6MPa(A)；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)換熱及冷凝器3冷卻后進(jìn)入高壓分離器4進(jìn)行高壓分離，所 述高壓分離器4的操作溫度為45°C，操作壓力為1.4MPa(A)；經(jīng)過高壓分離后，所得氫氣一 部分外送(b)，其流量為0. 419噸/小時(shí)，純氫流量為0. 382噸/小時(shí)，氫氣產(chǎn)率為3. 06% (重量)；其它的氫氣經(jīng)過壓縮機(jī)5返回至加熱爐1-1和加熱爐1-2，其中返回至加熱爐1-1 前的氫油體積比為800 1，進(jìn)入加熱爐1-2前的氫油體積比為1200 1(在進(jìn)入加熱爐 前先進(jìn)行換熱)；經(jīng)過高壓分離器4所得重整產(chǎn)物進(jìn)入穩(wěn)定塔系統(tǒng)6進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔 系統(tǒng)6的塔頂溫度為120°C，壓力為1. 05MPa(A)，塔底溫度為240°C，壓力為1. IOMPa(A)，回 流比(m/m)為1. 15 ；塔頂采出干氣、液化氣和少量水(c)，其流量為1. 565噸/小時(shí)；塔底 所得重整生成油(餾程為35-192 )進(jìn)入抽提系統(tǒng)8進(jìn)行處理，所述抽提系統(tǒng)8的操作溫 度為150°C，操作壓力為1. OMPa(A)，溶劑比為8.0，返洗比為1. 0，所用溶劑為四甘醇；經(jīng)過 抽提系統(tǒng)8抽提后，所得抽出油進(jìn)入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔頂溫度為90°C， 壓力為0. 2MPa(A)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 25MPa(A)；頂部采出苯(e)，所得苯的純度 為99. 99%，冰點(diǎn)為5. 45°C，20°C密度為879千克/米3，流量為0. 335噸/小時(shí)；底部采 出物進(jìn)入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的操作溫度為155°C，操作壓力為0.05MPa(A)； 所述第二回收塔頂部采出芳烴并通過管線進(jìn)入芳烴切割系統(tǒng)11處理；所述芳烴切割系統(tǒng) 11中的切割塔的塔頂溫度為180°C，塔頂壓力為0. 18MPa(A)，塔底溫度為280°C，塔底壓力為0.22MPa(A)，回流比(m/m)為3. O ；頂部采出混合芳烴(f)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(cè)不出)，非芳烴含量為2% (m)，芳烴含量為 98.0% (m)，辛烷值(RON)為130，20°C密度為862千克/米3，流量為9. 210噸/小時(shí)；底 部采出重芳烴(g)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(cè)不 出)，非芳烴含量為(m)，芳烴含量為99% (m)，20°C密度876千克/米3，流量為0.693 噸/小時(shí)；芳烴產(chǎn)率為80. 4% (重量)；經(jīng)過抽提系統(tǒng)8抽提后，所得抽余油經(jīng)過頂部進(jìn)入 水洗系統(tǒng)10進(jìn)行處理；所述水洗系統(tǒng)10操作壓力為0. 55MPa，操作溫度為50°C，油水比為 0. 5 ；經(jīng)過水洗系統(tǒng)10水洗后，所得產(chǎn)品進(jìn)入抽余油切割系統(tǒng)7進(jìn)行切割，所述抽余油切割 系統(tǒng)7中的切割塔的塔頂溫度為95°C，塔頂壓力為0. 2MPa(A)，塔底溫度為213°C，塔底壓 力為0. 25MPa(A)，回流比(m/m)為60 ；頂部采出輕質(zhì)抽余油(d)，所述輕質(zhì)抽余油的餾程為 35-751，含硫量痕量(檢測(cè)不出)，非芳烴含量為99.7% (m)，芳烴含量為0. 3% (m)，辛烷 值(RON)為71，20°C密度為575千克/米3，流量為0. 15噸/小時(shí)，其既可作為汽油調(diào)和產(chǎn) 品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統(tǒng)7底部采出精制油(重質(zhì)抽余油)(作為反 應(yīng)器2-2的進(jìn)料)，所得精制油的餾程為35-184 ，含硫量痕量(檢測(cè)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739千克/米3，流量為 4. 492噸/小時(shí)；所述抽余油切割系統(tǒng)7底部同時(shí)通過管線直接采出精制油作煤油產(chǎn)品或 煤油調(diào)和組分(g)，所得煤油產(chǎn)品或煤油調(diào)和組分的流量為0. 12噸/小時(shí)；總液體收率為 84. 13% ；所述精制油經(jīng)過加熱爐1-2加熱后進(jìn)入反應(yīng)器2-2進(jìn)行反應(yīng)，所述反應(yīng)器2_2的 入口溫度為470°C，入口壓力為1. 6MPa (A)，進(jìn)料體積空速為2. Oh—1 ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)過換熱 及冷凝器3冷卻后進(jìn)入高壓分離器4。各個(gè)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 2；反應(yīng)器2-1所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示 反應(yīng)器2-2所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示
權(quán)利要求一種制備芳烴的重整系統(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，第一和/或第二反應(yīng)裝置通過高壓分離裝置、穩(wěn)定塔系統(tǒng)和抽提系統(tǒng)相連接，所述抽提系統(tǒng)分別與水洗系統(tǒng)和回收系統(tǒng)相連接，所述回收系統(tǒng)與芳烴切割塔系統(tǒng)連接，所述水洗系統(tǒng)與抽余油切割系統(tǒng)相連接，所述抽余油切割系統(tǒng)再與第三和/或第四反應(yīng)裝置連接。
2.一種制備芳烴的重整系統(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器相連接；所述高壓分離器一方面通過管線與穩(wěn)定系統(tǒng) 相連接，另一方面通過管線以及壓縮裝置與反應(yīng)裝置及另一反應(yīng)裝置相連接；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)底部通過管線與第一回收塔相連接，所 述第一回收塔上部采出苯，底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 過管線與芳烴切割系統(tǒng)相連接，底部通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述芳烴切割系統(tǒng)上部 采出混合芳烴；所述芳烴切割塔底部采出重芳烴；所述抽提系統(tǒng)頂部通過管線與水洗系統(tǒng) 連接；所述水洗系統(tǒng)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)上部采出輕 質(zhì)溶劑油；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)裝置相連接，同時(shí) 通過管線采出柴油煤油；所述另一反應(yīng)裝置(第三和/或第四反應(yīng)裝置)的另一端通過管 線與所述高壓分離器相連接。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的制備芳烴的重整系統(tǒng)，其特征在于所述反應(yīng)裝置通過第二 個(gè)加熱裝置與第二反應(yīng)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所述的制備芳烴的重整系統(tǒng)，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置通過 第四個(gè)加熱裝置與第四反應(yīng)裝置相連接，然后再與所述高壓分離器相連接。
5.根據(jù)權(quán)利要求3或4所述的制備芳烴的重整系統(tǒng)，其特征在于所述反應(yīng)裝置為上 下兩個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)，其間通過加熱裝置相連接。
6.根據(jù)權(quán)利要求5所述的制備芳烴的重整系統(tǒng)，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置為上 下串聯(lián)的兩個(gè)反應(yīng)器，其間通過加熱裝置相連接。
專利摘要本實(shí)用新型公開了一種制備芳烴的重整系統(tǒng)，該重整系統(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，第一和/或第二反應(yīng)裝置通過高壓分離裝置、穩(wěn)定塔系統(tǒng)和抽提系統(tǒng)相連接，所述抽提系統(tǒng)分別與水洗系統(tǒng)和回收系統(tǒng)相連接，所述回收系統(tǒng)與芳烴切割塔系統(tǒng)連接，所述水洗系統(tǒng)與抽余油切割系統(tǒng)相連接，所述抽余油切割系統(tǒng)再與第三和/或第四反應(yīng)裝置連接。本實(shí)用新型的采出芳烴及其溶劑油的催化重整系統(tǒng)的優(yōu)點(diǎn)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(hào)C10G61/10GK201587930SQ20092027837
公開日2010年9月22日 申請(qǐng)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(qǐng)人:北京金偉暉工程技術(shù)有限公司