CN101597519A - 一种石脑油多产芳烃重整系统及其方法 - Google Patents

一种石脑油多产芳烃重整系统及其方法 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种石脑油多产芳烃重整系统及方法，该系统包括加热装置和反应装置；其特征在于：所述反应装置与高压分离器相连接；所述高压分离器与稳定系统相连接；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直接采出煤油；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。本发明的石脑油多产芳烃重整系统及其方法的优点是：处理能力、液体收率、芳烃产率、氢气产量大大提高。

Description

一种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。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。
自铂/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/或第二反应装置通过高压分离装置、稳定塔系统以及抽提系统与抽余油切割系统连接，所述抽余油切割系统再与第三和/或第四反应装置连接。
一种优选技术方案，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采出混合芳烃；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和冷却装置与所述高压分离器相连接。
一种优选技术方案，其特征在于：所述反应装置通过第二个加热装置与第二反应装置相连接。
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。
一种优选技术方案，其特征在于：所述另一反应装置通过第四个加热装置与第四反应装置相连接。
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。
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。
一种石脑油多产芳烃重整方法，其步骤如下：馏程为80-185℃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℃，入口压力为1.6-1.9MPa；出口温度为410-460℃，出口压力为1.5-1.8MPa；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℃，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原料管线和另一反应装置；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℃，压力为0.8-1.05MPa，塔底温度为220-240℃，压力为1.5-3.5MPa，回流比为0.90-1.15；塔顶采出液化气；塔底所得馏程为71-195℃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80-110℃，操作压力为0.6-0.8MPa，溶剂比为2.5-3.5，返洗比为0.4-0.6；经过抽提后，混合芳烃采出，其余组分经过顶部进入抽余油切割系统进行切割，所述切割系统的顶部温度为58-86℃，压力为0.1-0.3MPa，底部温度为155-195℃，压力为0.15-0.34MPa，回流比为20-60；底部采出煤油，顶部采出轻质抽余油；侧线采出口温度为100-140℃，压力为0.12-0.25MPa，采出精制油，经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反应产物冷却后进入高压分离装置。
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再进入高压分离装置。
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，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。
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。
附图说明
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℃，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55％(m)，环烷烃含量为35％(m)，芳烃含量为10％(m)，辛烷值(RON)为65，20℃密度为741千克/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3.0，其中反应器2-1∶反应器2-2∶反应器2-3∶反应器2-4＝1∶1.5∶2∶3.5；所述反应器2-1的入口温度为470℃，入口压力为1.6MPa(A)；出口温度为410℃，出口压力为1.5MPa(A)；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℃，入口压力为1.6MPa(A)；出口温度为410℃，出口压力为1.5MPa(A)；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℃，操作压力为1.2MPa(A)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，其流量为0.84吨/小时，氢气产率为3.2％(重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至原料管线和加热炉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)，所述反应器2-3的入口温度为470℃，入口压力为1.6MPa(A)；出口温度为410℃，出口压力为1.5MPa(A)；经过高压分离器4所得重整产物进入稳定塔系统6进行处理，所述稳定塔系统6的塔顶温度为100℃，压力为0.8MPa(A)，塔底温度为220℃，压力为1.5-3.5MPa(A)，回流比(m/m)为0.90；塔顶采出液化气和少量水，其流量为0.31吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为71-192℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为80℃，操作压力为0.6MPa(A)，溶剂比为2.5，返洗比为0.4，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，混合芳烃采出，所得混合芳烃的馏程为102-192℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为0.16％(m)，环烷烃含量为1.97％(m)，芳烃含量为98％(m)，辛烷值(RON)为118，20℃密度为851千克/米3，流量为9.7吨/小时，芳烃产率为76.05％(重量)；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割分离，所述切割系统7的顶部温度为58℃，压力为0.1MPa(A)，底部温度为155℃，压力为0.15MPa(A)，回流比(m/m)为20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为147-185℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为96％(m)，环烷烃含量为1.84％(m)，芳烃含量为3.67％(m)，辛烷值(RON)为44，20℃密度为796千克/米3，流量为1.25吨/小时；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为71-80℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为75％(m)，环烷烃含量为24％(m)，芳烃含量为0.12％(m)，辛烷值(RON)为77，20℃密度为685千克/米3，流量为0.4吨/小时；总的液体收率为90.8％。侧线采出口温度为100℃，压力为0.12MPa(A)，采出精制油(三反进料)，所得精制油的馏程为80-147℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为92％(m)，环烷烃含量为6.72％(m)，芳烃含量为1.35％(m)，辛烷值(RON)为55，20℃密度为721千克/米3，流量为9吨/小时；经过加热后进入反应器2-3进行反应，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℃，入口压力为1.6MPa(A)；出口温度为410℃，出口压力为1.5MPa(A)；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。
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γ-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：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  192   183   0.52   0.75   0.25   0.25
反应器2-3和2-4所用催化剂的物化性质如下表所示：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  196   187   0.54   0.74   0.26   0.45
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℃，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54％(m)，环烷烃含量为36％(m)，芳烃含量为11％(m)，辛烷值(RON)为68，20℃密度为743千克/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3.0，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∶3.5；所述反应器2-1的入口温度为480℃，入口压力为1.8MPa(A)；出口温度为430℃，出口压力为1.7MPa(A)；其中所述反应器2-1为上下串联的两个反应器组成，两个反应器之间设有加热炉1-2，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℃，操作压力为1.3MPa(A)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，其流量为0.83吨/小时，氢气产率为3.2％(重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至原料管线和加热器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)，所述反应器2-2的入口温度为480℃，入口压力为1.4-1.7MPa(A)，优选1.6MPa(A)；出口温度为430℃，出口压力为1.3-1.6MPa(A)，优选1.5MPa(A)；经过高压分离器4所得重整产物进入稳定塔系统6进行处理，所述稳定塔系统6的塔顶温度为102℃，压力为0.95MPa(A)，塔底温度为227.5℃，压力为2.5MPa(A)，回流比(m/m)为0.99；塔顶采出液化气和少量水，其流量为0.32吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为71-193℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为90℃，操作压力为0.7MPa(A)，溶剂比为3，返洗比为0.45，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，混合芳烃采出，所得混合芳烃的馏程为102-193℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为0.16％(m)，环烷烃含量为1.97％(m)，芳烃含量为98％(m)，辛烷值(RON)为118，20℃密度为851千克/米3，流量为9.67吨/小时，芳烃产率为75.81％(重量)；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割分离，所述切割系统7的顶部温度为59℃，压力为0.1MPa(A)，底部温度为158℃，压力为0.16MPa(A)，回流比(m/m)为30；底部采出煤油，所得煤油的馏程为147-185℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为95％(m)，环烷烃含量为1.83％(m)，芳烃含量为3.59％(m)，辛烷值(RON)为44，20℃密度为795千克/米3，流量为1.28吨/小时；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为71-80℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为73％(m)，环烷烃含量为23％(m)，芳烃含量为0.12％(m)，辛烷值(RON)为77，20℃密度为685千克/米3，流量为0.4吨/小时；总的液体收率为90.8％(重量)。侧线采出口温度为120℃，压力为0.19MPa(A)，采出精制油(三反进料)，所得精制油的馏程为80-147℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为92％(m)，环烷烃含量为6.72％(m)，芳烃含量为1.35％(m)，辛烷值(RON)为55，20℃密度为720千克/米3，流量为8.8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为上下结构串联的两个反应器组成，之间设有加热炉1-4；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。
反应器2-1所用催化剂的物化性质如下表所示：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  192   183   0.52   0.75   0.25   0.25
反应器2-2所用催化剂的物化性质如下表所示：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  196   187   0.54   0.74   0.26   0.45
实施例3
如图3所示，为本发明实施例3的流程示意图。将馏程为80-185℃，含硫量为0.45ppm，含氮量0.5ppm，金属含量为5ppb，含水量5ppm，烷烃含量为54％(m)，环烷烃含量为33％(m)，芳烃含量为12％(m)，辛烷值(RON)为67，20℃密度为743千克/米3，流量为12.5吨/小时的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3.0，其中反应器2-1∶反应器2-2＝1∶2；所述反应器2-1的入口温度为530℃，入口压力为1.9MPa(A)；出口温度为460℃，出口压力为1.8MPa(A)；所得反应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45℃，操作压力为1.4MPa(A)；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，其流量为0.9吨/小时，纯氢流量为0.325％(重量)，氢气产率为3.0％(重量)；其它的氢气经过压缩机5返回至原料管线和加热炉1-2，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1-2前的氢油体积比为1200∶1(在进入加热炉前先进行换热)，所述反应器2-2的入口温度为530℃，入口压力为1.9MPa(A)；出口温度为460℃，出口压力为1.8MPa(A)；经过高压分离器4所得重整产物进入稳定塔系统6进行处理，所述稳定塔系统6的塔顶温度为120℃，压力为1.05MPa(A)，塔底温度为240℃，压力为3.5MPa(A)，回流比(m/m)为1.15；塔顶采出液化气和少量水，其流量为0.33吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为71-195℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为110℃，操作压力为0.8MPa(A)，溶剂比为3.5，返洗比为0.6，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，混合芳烃采出，所得混合芳烃的馏程为101-195℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为0.15％(m)，环烷烃含量为1.96％(m)，芳烃含量为98％(m)，辛烷值(RON)为119，20℃密度为851千克/米3，流量为9.2吨/小时，芳烃产率为76.05％(重量)；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割分离，所述切割系统7的顶部温度为86℃，压力为0.3MPa(A)，底部温度为188℃，压力为0.34MPa(A)，回流比(m/m)为60；底部采出煤油，所得煤油的馏程为146-186℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为95％(m)，环烷烃含量为1.85％(m)，芳烃含量为3.32％(m)，辛烷值(RON)为45，20℃密度为795千克/米3，流量为1.59吨/小时；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为71-80℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为76％(m)，环烷烃含量为23％(m)，芳烃含量为0.12％(m)，辛烷值(RON)为77，20℃密度为685千克/米3，流量为0.48吨/小时；总的液体收率为90.16％(重量)。侧线采出口温度为140℃，压力为0.25MPa(A)，采出精制油(三反进料)，所得精制油的馏程为80-147℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为93％(m)，环烷烃含量为6.70％(m)，芳烃含量为1.35％(m)，辛烷值(RON)为55，在20℃密度为722千克/米3，流量为9.2吨/小时；经过加热炉1-2加热后进入反应器2-2进行反应，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。
反应器2-1所用催化剂的物化性质如下表所示：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  192   183   0.52   0.75   0.25   0.25
反应器2-2所用催化剂的物化性质如下表所示：
  比表面积m2/g   强度N/cm   孔容ml/g   堆比重g/ml   Ptm％   Rem％
  196   187   0.54   0.74   0.26   0.45

Claims (8)

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/或第二反应装置通过高压分离装置、稳定塔系统以及抽提系统与抽余油切割系统连接，所述抽余油切割系统再与第三和/或第四反应装置连接。
2、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直接采出混合芳烃；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直接采出煤油；所述另一反应装置的另一端通过管线和冷却装置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：所述反应装置通过第二个加热装置与第二反应装置相连接。
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：所述另一反应装置通过第四个加热装置与第四反应装置相连接。
5、根据权利要求3或4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。
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：所述反应装置为上下串联的两个反应器。
7、一种石脑油多产芳烃重整方法，其步骤如下：馏程为80-185℃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℃，入口压力为1.6-1.9MPa；出口温度为410-460℃，出口压力为1.5-1.8MPa；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℃，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原料管线和另一反应装置；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℃，压力为0.8-1.05MPa，塔底温度为220-240℃，压力为1.5-3.5MPa，回流比为0.90-1.15；塔顶采出液化气；塔底所得馏程为71-195℃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80-110℃，操作压力为0.6-0.8MPa，溶剂比为2.5-3.5，返洗比为0.4-0.6；经过抽提后，混合芳烃采出，其余组分经过顶部进入抽余油切割系统进行切割，所述切割系统的顶部温度为58-86℃，压力为0.1-0.3MPa，底部温度为155-195℃，压力为0.15-0.34MPa，回流比为20-60；底部采出煤油，顶部采出轻质抽余油；侧线采出口温度为100-140℃，压力为0.12-0.25MPa，采出精制油，经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反应产物冷却后进入高压分离装置。
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装置。
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