專利名稱：一種多產(chǎn)芳烴的重整系統(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，特別涉及一種石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(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(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(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，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(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(和/或更多反應(yīng)裝置)通過高 壓分離器、穩(wěn)定塔系統(tǒng)以及抽提系統(tǒng)與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)連接，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)再與第三和/ 或第四反應(yīng)裝置(和/或更多反應(yīng)裝置)連接。一種優(yōu)選技術(shù)方案，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 管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)另一方面通過管線采出混合芳烴；所述蒸發(fā)脫 水系統(tǒng)上部通過管線采出水，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(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(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)裝置先通過第四個加熱裝置與第 四反應(yīng)裝置(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)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。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(dá)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(jìn)入反應(yīng)裝置進(jìn)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(jìn)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(jìn)入高壓分 離器進(jìn)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(yīng)裝 置，所述返回的氫氣或者在加熱爐前進(jìn)入管線，或者在加熱爐后進(jìn)入管線；經(jīng)過高壓分離 后，所得重整產(chǎn)物進(jìn)入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)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(jìn)入 抽提系統(tǒng)進(jìn)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 幾種混合；經(jīng)過抽提后，混合芳烴采出作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，其余組分經(jīng) 過頂部進(jìn)入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)進(jìn)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. 4-0. 6MPa，底部溫度為210_240°C，壓力為0. 45-0. 65MPa，全回流；頂部采出少量水，底部 采出精制油，所得精制油經(jīng)加熱后進(jìn)入另一反應(yīng)裝置進(jìn)行反應(yīng)，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，進(jìn)料體積空速為1. 0-2. Oh—1 ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng) 換熱冷卻后進(jìn)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(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(jìn)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(jìn)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)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(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(yīng)壓力下反應(yīng)后的產(chǎn)物經(jīng)過抽 提和蒸發(fā)脫水后，生成的精制油與循環(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)
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ΡΠ O下面通過附圖和具體實施方式
對本發(fā)明做進(jìn)一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保 護(hù)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(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l.OMPa(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(絕壓)；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(絕壓)；經(jīng)過高壓分離后，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0.613噸/小時， 純氫流量為0.455噸/小時，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)6進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)6的塔頂溫度為100°C，塔頂壓力 為0. 8MPa (絕壓)，塔底溫度為220°C，塔底壓力為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. 401噸/小時；塔底所得重整生成油(餾 程為35-196 )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10(TC，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，所得混合 芳烴(e)采出作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，所得混合芳烴的餾程為75-196 ， 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)，辛烷值(RON) 為129，20°C密度為861千克/米3，流量為9. 485噸/小時，芳烴產(chǎn)率為74. 36% (重量)， 總液體收率為75. 88% ；經(jīng)過抽提后，所得抽余油經(jīng)過抽提系統(tǒng)8的頂部進(jìn)入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7進(jìn)行脫水，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7的頂部溫度為110°C，壓 力為0. 4MPa (絕壓)，底部溫度為210°C，壓力為0. 45MPa (絕壓)，全回流；頂部采出少量水 (d)，其流量為0. 001噸/小時；底部采出精制油作為反應(yīng)器2-3的進(jìn)料，所得精制油的餾程 為35-1861，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. 717噸/小時；所得精制油經(jīng)過 加熱爐1-3加熱后進(jìn)入反應(yīng)器2-3進(jìn)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1. OMPa(絕壓)；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)加熱爐1-4加熱后進(jìn)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(絕壓)，進(jìn)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(jìn)入高壓分離器4。其中各個反應(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的流量除以原料進(jìn)料量。芳烴產(chǎn)率等于混合芳烴流量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
比表面積強(qiáng)度N/cm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(qiáng)度N/cm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(jī)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/T5487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(jìn)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
0.54ppm，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 ；其中所述反應(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，所述反應(yīng)器2-1上和反應(yīng)器2-1下的入口溫度均為500°C， 入口壓力均為1. 3MPa(絕壓)；兩個反應(yīng)器之間通過加熱爐1-2相連接；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 (絕壓)；經(jīng)過高壓分離后，所得氫氣一部分外送 (b)，其流量為0.490噸/小時，純氫流量為0.441噸/小時，氫氣產(chǎn)率為3. 53% (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，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)6進(jìn)行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)6的 塔頂溫度為102°C，壓力為0. 95MPa (絕壓)，塔底溫度為227. 5°C，壓力為1. OMPa (絕壓)， 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. 544噸/小時；塔 底所得重整生成油(餾程為35-194 )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 (絕壓)，溶劑比為5，返洗比為0. 7，所用溶劑為N-甲酰 基嗎啉；經(jīng)過抽提后，所得混合芳烴(e)采出作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，所得 混合芳烴的餾程為75-194°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131，20°C密度為862千克/米3，流量為10. 466噸/小 時，芳烴產(chǎn)率為82. 13% (重量)，總液體收率為83. 72% (重量)；經(jīng)過抽提后，所得抽余 油經(jīng)過抽提系統(tǒng)8的頂部進(jìn)入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7進(jìn)行脫水，所述蒸發(fā)脫水系 統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7的頂部溫度為120°C，壓力為0. 5MPa(絕壓)，底部溫度為225°C，壓力 為0. 55MPa (絕壓)，全回流；頂部采出少量水(d)，其流量為0. 001噸/小時；底部采出精 制油(作為第二反應(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 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5. 076噸/小時；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，之間通過 加熱爐1-4連接；所述反應(yīng)器2-2上和反應(yīng)器2-2下的入口溫度均為500°C，入口壓力均為
1.3MPa (絕壓)，進(jìn)料體積空速為1. 51Γ1 ；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。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 ；反應(yīng)器2_2上反應(yīng)器2_2下=1 2. 5。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 實施例3如圖3所示，為本發(fā)明實施例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 (絕壓)；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 (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. 428噸/小時，純氫流量為0. 390噸/小時，氫氣產(chǎn)率 為3. 12% (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 (絕壓)，塔底溫度為240°C，壓 力為1. IOMPa(絕壓)，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；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(絕壓)，溶劑比為8. 0，返洗比 為1.0，所用溶劑為四甘醇；經(jīng)過抽提后，所得混合芳烴(e)采出作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接 作為芳烴產(chǎn)品，所得混合芳烴的餾程為75-192 ，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為 1.8% (m)，芳烴含量為98. 2% (m)，辛烷值(RON)為134，20°C密度為865千克/米3，流量為 10. 506噸/小時，芳烴產(chǎn)率為82. 53% (重量)，總液體收率為84. 05% (重量)；經(jīng)過抽提 后，所得抽余油經(jīng)過抽提系統(tǒng)中的抽提塔8的頂部進(jìn)入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7進(jìn) 行脫水，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)中的蒸發(fā)脫水塔7的頂部溫度為130°C，壓力為0. 6MPa (絕壓)， 底部溫度為240°C，壓力為0. 65MPa(絕壓)，全回流；頂部采出少量水(d)，其流量為0. 001 噸/小時；底部采出精制油(作為反應(yīng)器2-2的進(jìn)料)，所得精制油的餾程為35-182 ，含 硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為1. 5% (m)，芳烴含量為98. 5% (m)，辛烷值(RON)為 64，在20°C密度為745千克/米3，流量為4. 614噸/小時；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 (絕 壓)，進(jìn)料體積空速為2. Oh-I ；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。
其中各個反應(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 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(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)裝置通過高壓分離器、穩(wěn)定塔系統(tǒng)以及抽提系統(tǒng)與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)連接，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)再與第三和/或第四反應(yīng)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(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)一方面通過管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng) 另一方面通過管線采出混合芳烴；所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)上部通過管線采出水，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(yīng)裝置相連接，所述另一反應(yīng)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(yīng)裝置先通 過第二個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所述的石腦油多產(chǎn)芳烴重整系統(tǒng)，其特征在于所述另一反應(yīng)裝置 先通過第四加熱裝置與第四反應(yīng)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(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。
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(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。
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(jìn)入反應(yīng)裝置進(jìn)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(jìn)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(jìn)入高壓分 離器進(jìn)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(yīng)裝 置，所述返回的氫氣或者在加熱爐前進(jìn)入管線，或者在加熱爐后進(jìn)入管線；經(jīng)過高壓分離 后，所得重整產(chǎn)物進(jìn)入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進(jìn)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. IOMPa,回流比為0. 90-1. 15 ；塔 頂采出液化氣、干氣和少量水；塔底所得餾程為35-196 的重整生成油進(jìn)入抽提系統(tǒng)進(jìn)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混合；經(jīng) 過抽提系統(tǒng)抽提后，混合芳烴采出作為汽油調(diào)和產(chǎn)品或直接作為芳烴產(chǎn)品，其余組分經(jīng) 過頂部進(jìn)入蒸發(fā)脫水系統(tǒng)進(jìn)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. 4-0. 6MPa，底部溫度為210_240°C，壓力為0. 45-0. 65MPa，全回流；頂部采出少量水，底部 采出精制油，精制油經(jīng)加熱后進(jìn)入另一反應(yīng)裝置進(jìn)行反應(yīng)，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，進(jìn)料體積空速為1. 0-2. OtT1 ；所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)換熱 冷卻后進(jìn)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(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(jìn)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(jìn)入所述高壓分離器。
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(yīng)裝置的反應(yīng)產(chǎn)物先通過第四加熱裝置進(jìn)入第四反應(yīng)裝置反應(yīng)，所得反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進(jìn)入 所述高壓分離器。
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(yīng)裝置；其特征在于所述反應(yīng)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)一方面通過管線與蒸發(fā)脫水系統(tǒng)相連接；所述抽提系統(tǒng)另一方面通過管線采出混合芳烴；所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)底部通過管線以及加熱裝置與另一反應(yīng)裝置相連接，所述蒸發(fā)脫水系統(tǒng)頂部通過管線直接采出水；所述另一反應(yīng)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C10G61/10GK101921616SQ20091008704
公開日2010年12月22日 申請日期2009年6月17日 優(yōu)先權(quán)日2009年6月17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