CN108239553B - 一种重整反应产物分离系统及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种重整反应产物分离系统及方法，涉及石油加工技术领域。该系统包括：顺次连接的冷却分离装置、脱丁烷塔以及隔壁塔；冷却分离装置包括气液分离器，并利用液化天然气的冷能分离出重整反应产物中的富氢组分，同时回收富氢组分的冷能用于冷却重整反应产物；冷却后的重整反应产物进入脱丁烷塔，脱丁烷塔用于采出液化石油气，且脱丁烷塔塔底连通隔壁塔进料口；脱丁烷塔塔底物料进入隔壁塔，隔壁塔用于采出高辛烷值汽油和混合二甲苯。通过利用液化天然气的冷能，并充分回收气液分离器所分离出的富氢气体和重整反应产物液相的冷能，同时利用隔壁塔一次性分离出高辛烷值汽油和混合二甲苯，有效降低了电能和设备投资。

Description

一种重整反应产物分离系统及方法
技术领域
本发明涉及石油加工技术领域，特别涉及一种重整反应产物分离系统及方法。
背景技术
催化重整是以石脑油为原料，在催化剂的作用下，烃类分子重新排列成新分子结构的工艺过程。作为一种主要的石油加工工艺，其主要目的是生产高辛烷值汽油组分和混合二甲苯，同时副产氢气和液化气。
催化重整工艺流程包括原料预处理、重整、产物分离三个主要工序，其中产物分离工艺流程为：重整反应产物经过空冷器和进料冷却器后进入气液分离器，分离器顶部的气相一部分循环到重整反应中，另一部分气相经压缩、冷却后与气液分离器底部液相混合。混合后的气液两相再次冷却后进入再接触罐，罐顶得到纯度较高的氢气，罐底液相换热后进入脱丁烷塔。在脱丁烷塔中，塔顶得到液化石油气，塔底重组分进入重整油分馏塔。在重整油分馏塔中，塔顶产出高辛烷值汽油组分，塔底重组分进入二甲苯塔。在二甲苯塔中，塔顶产出混合二甲苯，塔底得到C9+重组分。
在上述产物分离过程中，重整反应产物反复加热-冷却、再接触罐顶部重整氢温度较低，冷量未回收利用、脱丁烷塔顶油气直接冷却，热量没有回收利用，存在能源浪费的现象。
针对现有技术中重整反应产物分离过程存在能源浪费的问题，出现了以下发明创造：
专利文献CN103725306A公开了一种重整反应产物的分离方法，重整反应产物进入增设的预分离罐，预分离气相经空冷器冷却后再进入气液分离器和再接触罐，分离出循环氢和纯度较高的氢气，预分离液相与再接触罐底液相混合后进入脱丁烷塔进行后续分离。该方法增设的预分离罐增加了设备投资且并未进行下一步的节能设计。
专利文献CN103725313A公开了一种催化重整预加氢反应产物的二级冷凝分离方法，采用二级冷凝冷却方法将产物预先分离出需冷却物流和不需冷却物流，解决了重整反应产物的重复冷却-加热问题，降低了下游分离部分的能耗，但是并未对后续的分离部分进行优化设计。
在实现本发明的过程中，发明人发现现有技术至少存在以下问题：
现有技术中的重整反应物分离工艺依然未充分利用能源，一定程度上存在能源浪费、设备复杂的问题。
发明内容
为了解决现有技术中能源浪费的问题，本发明实施例提供了一种重整反应物分离系统及方法。技术方案如下：
第一方面，本发明实施例提供一种重整反应产物分离系统，所述系统包括：顺次连接的冷却分离装置、脱丁烷塔以及隔壁塔；所述冷却分离装置用于分离出重整反应产物中的富氢组分，包括顺次连接的第一冷却器、第二冷却器、第三冷却器以及气液分离器，且所述第三冷却器包括液化天然气进料口和液化天然气出料口，所述气液分离器的顶端与所述第二冷却器连通，所述气液分离器的底端与所述第一冷却器连接，所述第一冷却器还连通所述脱丁烷塔进料口；所述脱丁烷塔用于采出液化石油气，且所述脱丁烷塔塔底连通所述隔壁塔进料口；所述隔壁塔用于采出高辛烷值汽油和混合二甲苯。
优选地，所述脱丁烷塔顶端连接有第一冷凝器，所述脱丁烷塔底端连接有第一再沸器。
优选地，所述第一冷凝器还与所述第三冷却器的液化天然气出料口连通。
优选地，所述隔壁塔顶端连接有第二冷凝器，所述隔壁塔底端连接有第二再沸器。
优选地，所述隔壁塔中设置有纵向隔板，在所述隔板作用下，所述隔壁塔内部分为初馏段、公共精馏段、公共提馏段以及侧线段，在所述侧线段中部设置有混合二甲苯采出口。
第二方面，本发明实施例提供一种利用第一方面所提供的重整反应产物分离系统的分离方法，所述方法包括：
步骤一、在所述第三冷却器通入液化天然气物料，之后重整反应产物依次进入第一冷却器、第二冷却器以及第三冷却器，三次冷却重整反应产物进入气液分离器；
步骤二、在所述气液分离器中分离出重整反应液相和富氢气体：所述重整反应液相由所述气液分离器底部排出，进入所述第一冷却器与所述重整反应产物热交换，换热后的重整反应产物液相由脱丁烷塔进料口进入脱丁烷塔；
所述富氢气体由所述气液分离器的顶部排出并进入所述第二冷却器与一次冷却重整反应产物热交换；
步骤三、换热后的重整反应物液相在脱丁烷塔中分离出液化石油气，脱丁烷塔底物料由隔壁塔进料口进入隔壁塔；
步骤四、脱丁烷塔底物料在所述隔壁塔中分离出高辛烷值汽油、混合二甲苯以及C9+重组分。
优选地，步骤三中，所述换热后的重整反应物液相在所述脱丁烷塔中形成脱丁烷塔顶组分和脱丁烷塔底组分，所述脱丁烷塔顶组分进入第一冷凝器并采出所述液化石油气；脱丁烷塔底物料进入所述隔壁塔，剩余所述脱丁烷塔底组分进入第一再沸器加热后回流至所述脱丁烷塔底部。
优选地，所述液化天然气物料经过所述第三冷却器后通入所述第一冷凝器，与所述脱丁烷塔顶组分进行热交换。
优选地，步骤三中，所述脱丁烷塔操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为-15℃-5℃，塔底温度为110℃-130℃。
优选地，步骤四中，在所述隔壁塔中，所述脱丁烷塔底物料中的不同组分分离：高辛烷值汽油主要聚集在所述隔壁塔的公共精馏段，并经所述第二冷凝器冷凝后采出，且部分冷凝液回流至所述隔壁塔顶部；混合二甲苯主要聚集在所述隔壁塔的侧线段，并由混合二甲苯采出口采出；C9+重组分主要聚集在所述隔壁塔的公共提馏段，且部分所述C9+重组分排出，剩余所述C9+重组分进入所述第二再沸器加热后回流至所述隔壁塔的底部；且所述隔壁塔的操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为90℃-110℃，塔底温度为190℃-210℃。
本发明实施例提供的技术方案带来的有益效果是：
本发明实施例所提供的技术方案采用液化天然气作为冷源，对重整反应产物进行冷却处理，进而分离出富氢气体；同时充分回收气液分离器所分离出的富氢气体和重整反应产物液相的冷能；并且还利用隔壁塔一次性分离出高辛烷值汽油和混合二甲苯。通过以上技术手段，实现本发明实施例中技术方案对重整反应产物分离工艺的整体优化，有效降低了电能和设备投资，并利用液化天然气冷能，节约能源。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
图1是本发明实施例提供的一种重整反应产物分离系统。
附图中各个标记分别为：
101重整反应产物，102一次冷却重整反应产物，103二次冷却重整反应产物，104三次冷却重整反应产物；
105液化天然气物料，106富氢气体，107换热后的富氢气体，108重整反应液相；
109第一冷却器，201第二冷却器，202第三冷却器，2021液化天然气进料口，2022液化天然气出料口，203气液分离器，204换热后的重整反应液相；
205脱丁烷塔，2051脱丁烷塔进料口，206第一冷凝器，207液化石油气，208脱丁烷塔底组分，209第一再沸器；
301隔壁塔，3011隔壁塔进料口，3012混合二甲苯采出口，302第二冷凝器，303高辛烷值汽油，304混合二甲苯，305再沸器，306C9+重组分，307公共精馏区，308隔板，309初馏段，401侧线段，402公共提馏段；
403二次换热后液化天然气。
具体实施方式
为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发明实施方式作进一步地详细描述。
在对本发明实施例所提供的轻烃分离系统及方法进行描述之前，首先以下概念做出解释：在本发明实施例中C9+重组分代表碳原子个数大于等于9的组分。混合二甲苯为间二甲苯、邻二甲苯、对二甲苯三者或其中任意二者的混合物。
第一方面，本发明实施例提供一种重整反应产物分离系统，该系统包括：顺次连接的冷却分离装置、脱丁烷塔205以及隔壁塔301；冷却分离装置用于分离出重整反应产物中的富氢组分，包括顺次连接的第一冷却器109、第二冷却器201、第三冷却器202以及气液分离器203，且第三冷却器202包括液化天然气进料口2021和液化天然气出料口2022；气液分离器203的顶端与第二冷却器201连通，气液分离器203的底端与第一冷却器109连接，第一冷却器109还连通脱丁烷塔进料口2051；脱丁烷塔205用于采出液化石油气207，且脱丁烷塔205塔底连通隔壁塔进料口3011；隔壁塔301用于采出高辛烷值汽油303和混合二甲苯304。
本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统的工作原理为：
通过冷却分离装置将重整反应产物中的富氢组分分离出来，使得剩余的重整反应产物进入脱丁烷塔205并采出液化石油气207，脱液化石油气的重整反应产物进入隔壁塔301，一次性分离出高辛烷值汽油303和混合二甲苯304。
特别地，本发明实施例对于冷却分离装置进行了较大的改进：重整反应产物101依次通过第一冷却器109、第二冷却器201和第三冷却器202进行三次冷却后再通入气液分离器203。其中第三冷却器203采用液化天然气作为冷源，液化天然气是一种低温液体，在气化过程中释放大量冷能，本发明实施例中充分利用了液化天然气所携带的冷能，将其用于冷却重整反应物料，以此节约能源；同时该冷却分离装置还可有效回收由气液分离器203分离出的富氢气体106和重整反应液相108的冷能，使富氢气体106和重整反应液相108的温度适于直接进入其他处理环节。具体地，气液分离器203底部排出的重整反应液相108通入第一冷却器109，用于冷却重整反应产物101，热交换后的重整反应液相204进入脱丁烷塔组件；气液分离器203顶部排出的富氢气体106通入第二冷却器201中，与一次冷却的重整反应产物102进行热交换，再次降低重整反应产物的温度，同时换热后的富氢气体107也可直接进入变压吸附(PSA)制氢系统。
综上不难看出，本发明实施例所提供的重整反应分离系统通过采用液化天然气作为冷却器冷源，并充分回收气液分离器所分离出的富氢气体106和重整反应产物液相108的冷能，同时利用隔壁塔301一次性分离出高辛烷值汽油303和混合二甲苯304，如此本发明实施例所提供的技术方案对重整反应产物分离工艺整体进行了优化，有效降低了能耗和设备投资，节约能源。
进一步地，脱丁烷塔205的顶端连接有第一冷凝器206，脱丁烷塔205底端连接有第一再沸器209。脱丁烷塔205的塔底连通隔壁塔进料口3011。在脱丁烷塔205中，利用组分沸点和凝聚点的差异采出液化石油气207。具体地，热交换后的重整反应液相204在脱丁烷塔205中形成脱丁烷塔顶组分和塔底组分，塔顶组分进入第一冷凝器206后采出液化石油气207，且部分塔顶组分冷凝后回流至脱丁烷塔205顶部；部分塔底组分进入第一再沸器209，加热后回流至脱丁烷塔底，以保证脱丁烷塔205的正常运行。另一部分脱丁烷塔底组分208由隔壁塔进料口3011进入隔壁塔301。其中需要说明的是，用于冷凝分离液化石油气207的第一冷凝器206同样采用液化天然气作为冷源，更具体地，第一冷凝器206还与第三冷却器202的液化天然气出料口2022连通。如此液化天然气物料105首先通入第三冷却器202，在与二次冷却重整反应物103热交换后，液化天然气排出第三冷却器202后进入第一冷凝器206中，不仅维持脱丁烷塔205的正常运行同时也有助于实现液化石油气207的采出。本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统充分利用液化天然气所携带的冷能，在经过两次热交换后，二次换热后液化天然气403可送往循环水系统进行再次利用。
由脱丁烷塔205排出的脱丁烷塔底组分208进入隔壁塔301中继续分离。具体地，隔壁塔301顶端连接有第二冷凝器302，隔壁塔301底端连接有第二再沸器305。并且该隔壁塔301中设置有纵向隔板308。该纵向隔板308有助于将隔壁塔301内部划分为四个区域，具体参见图1，这四个区域分别为：初馏段309，用于实现脱丁烷塔底组分208的初步分离；公共精馏段307，用于实现高辛烷值汽油303和混合二甲苯304的分离；公共提馏段402，用于实现混合二甲苯304和C9+重组分306的分离；以及侧线段401，用于分离出混合二甲苯304，且在侧线段401中部设置有混合二甲苯采出口3012。
隔壁塔301的工作原理为：在初馏段309中，脱丁烷塔底组分208经初步分离分为位于初馏段309上部的高辛烷值汽油和部分混合二甲苯混合组分，以及位于初馏段309下部的C9+重组分和部分混合二甲苯的混合组分。其中，高辛烷值汽油和部分混合二甲苯混合组分在公共精馏段307继续分离，由于隔壁塔顶温度较低，使得高辛烷值汽油303聚集在公共精馏段307上部，并由隔壁塔顶部排出，经第二冷凝器302后采出；部分混合二甲苯聚集在侧线段401中部。C9+重组分和部分混合二甲苯的混合组分在公共提馏段402继续分离，由于隔壁塔底温度较高，使得C9+重组分沉积在公共提馏段402底部，部分二甲苯则上升聚集在侧线段401中部，并与由公共精馏段沉积下来的混合二甲苯一起由隔壁塔301的侧线采出。隔壁塔301的设置有效降低了能耗以及设备投资，提高了催化重整装置的经济效应。进一步地，该隔壁塔301可以为填料塔或板式塔或二者的结合，本发明不做具体限定。
第二个方面，本发明实施例提供一种利用上述重整反应产物分离系统的分离方法，方法包括：
步骤一、在第三冷却器202通入液化天然气物料105，之后重整反应产物101依次进入第一冷却器109、第二冷却器201以及第三冷却器202，三次冷却重整反应产物104进入气液分离器203；
步骤二、在气液分离器203中分离出重整反应液相108和富氢气体106：
重整反应液相108由气液分离器203底部排出，进入第一冷却器109与重整反应产物101热交换，换热后的重整反应产物液相204由脱丁烷塔进料口2051进入脱丁烷塔205；
富氢气体106由气液分离器203的顶部排出并进入第二冷却器201与一次冷却重整反应产物102热交换；
步骤三、换热后的重整反应物液相204在脱丁烷塔205中分离出液化石油气207，脱丁烷塔底物料208由隔壁塔进料口3011进入隔壁塔301；
步骤四、脱丁烷塔底物料208在隔壁塔301中分离出高辛烷值汽油303、混合二甲苯304以及C9+重组分306。
不难看出，本发明实施例所提供的重整反应分离方法可有效分离出液化石油气、高辛烷值汽油和混合二甲苯，优化工艺流程，有效降低能耗和设备投资，并充分利用液化天然气冷能，节约能源。
进一步地，步骤三中，换热后的重整反应物液相204在脱丁烷塔205中形成脱丁烷塔顶组分和脱丁烷塔底组分，脱丁烷塔顶组分进入第一冷凝器206并采出液化石油气207；脱丁烷塔底物料208进入隔壁塔301，剩余脱丁烷塔底组分进入第一再沸器209加热后回流至脱丁烷塔205底部。并且此处第一冷却器206同样采用液化天然气作为冷源。具体地，液化天然气物料105经过第三冷却器202后通入第一冷凝器206，在第一冷却器206中与脱丁烷塔顶组分进行热交换。并且，脱丁烷塔205操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为-15℃-5℃，塔底温度为110℃-130℃。
进一步地，步骤四中，在隔壁塔301中，脱丁烷塔底物料208中的不同组分分离：高辛烷值汽油303主要聚集在隔壁塔301的公共精馏段307，并经第二冷凝器302冷凝后采出，且部分冷凝液回流至隔壁塔301顶部；混合二甲苯304主要聚集在隔壁塔301的侧线段401，并由混合二甲苯采出口3012采出；C9+重组分主要聚集在隔壁塔301的公共提馏段402，且部分C9+重组分排出，剩余C9+重组分进入第二再沸器305加热后回流至隔壁塔301的底部；且，隔壁塔301的操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为90℃-110℃，塔底温度为190℃-210℃。
综上，本发明实施例通过利用液化天然气所携带的冷能，并充分回收气液分离器203分离出的富氢气体106和重整反应产物液相108的冷能，对重整反应产物101进行冷却，实现对能源的合理利用，降低能耗。进一步地，本发明实施例利用隔壁塔301分离出高辛烷值汽油303和混合二甲苯304，省去了单独的二甲苯分离装置，简化工艺，减少能耗和设备投资。
不难看出，本发明实施例所提供的技术方案可显著降低重整反应产物分离工艺的能耗，对于本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统和方法的分离效果，将通过以下具体实施例进行详细阐述。
实施例一
本发明以来自空冷器的重整反应产物为进料，其组成如表1所示：
表1重整反应产物组成
组分 摩尔分数
氢气 0.5793
乙烷 0.0159
丙烷 0.0138
丁烷 0.0118
C5-C9 0.0999
苯 0.0819
甲苯 0.0695
邻二甲苯 0.0603
其余 0.0676
其中，脱丁烷塔205采用板式塔，塔板类型为筛板塔，塔板数20，隔壁塔301采用填料塔，填料采用BX规整填料，进料流率为2.737×105kg/h的重整反应产物101依次经过第一冷却器109、第二冷却器201、第三冷却器202冷却至-100℃，随后进入气液分离器203中。在气液分离器203中，富氢气体106由气液分离器203顶部离开，与物流102换热至20℃后送往变压吸附(PSA)制氢系统，重整反应液相108由气液分离器203底部离开，与重整反应产物101换热至20℃后进入脱丁烷塔205。在脱丁烷塔205中，液化石油气207自塔顶离开，脱丁烷塔底重组分208自塔底离开进入隔壁塔301进行分离。在隔壁塔301中，塔顶得到高辛烷值汽油303，侧线抽出混合二甲苯304，塔底得到C9+重组分306。
其中，脱丁烷塔205的操作条件为：操作压力0.2MPa，塔顶温度-10℃，塔底温度120℃。隔壁塔301的操作条件为：操作压力0.1MPa，塔顶温度100℃，塔底温度200℃；且液化天然气物料105的进料温度为-130℃。
参照实施例一的工艺进行重整反应产物分离，分离结果如表2所示：
表2实例一物流结果
产品 流量，10<sup>5</sup>kg/h 占进料百分比，％
氢气(107) 0.0999 3.6
液化石油气(207) 0.1049 3.8
高辛烷值汽油(303) 1.4593 53.3
混合二甲苯(304) 0.5892 21.5
C9+重组分(306) 0.4837 17.7
不难看出，本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统和分离方法对重整反应产物中各组分具有良好的分离效果。
实施例二
在实施例一的基础上，脱丁烷塔205采用板式塔，塔板类型为筛板塔，塔板数20，隔壁塔301采用板式塔，塔板类型为筛板塔，塔板数55。脱丁烷塔205的操作条件为：操作压力0.05MPa，塔顶温度-15℃，塔底温度110℃。隔壁塔301的操作条件为：操作压力为0.05MPa，塔顶温度为90℃，塔底温度为190℃，液化天然气物料105进料温度为-100℃。
参照实施例二的工艺进行重整反应产物分离，分离结果如表3所示：
表3实例二物流结果
产品 流量，10<sup>5</sup>kg/h 占进料百分比，％
氢气(107) 0.1005 3.7
液化石油气(207) 0.1088 4.0
高辛烷值汽油(303) 1.4390 52.5
混合二甲苯(304) 0.5950 21.8
C9+重组分(306) 0.4937 18.0
不难看出，本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统和分离方法对重整反应产物中各组分具有良好的分离效果。
实施例三
脱丁烷塔205采用填料塔，填料采用BX规整填料，隔壁塔301采用板式塔，塔板类型为筛板塔，塔板数55。在实施例一的基础上，脱丁烷塔205的操作条件为：操作压力0.5MPa，塔顶温度5℃，塔底温度130℃。隔壁塔301的操作条件为：操作压力为0.5MPa，塔顶温度为110℃，塔底温度为210℃，液化天然气物料105进料温度为-160℃。
参照实施例三的工艺进行重整反应产物分离，分离结果如表4所示：
表4实例三物流结果
产品 流量，10<sup>5</sup>kg/h 占进料百分比，％
氢气(107) 0.0999 3.6
液化石油气(207) 0.1329 4.9
高辛烷值汽油(303) 1.4354 52.5
混合二甲苯(304) 0.5673 20.7
C9+重组分(306) 0.5012 18.3
不难看出，本发明实施例所提供的重整反应产物分离系统和分离方法对重整反应产物中各组分具有良好的分离效果。
以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种重整反应产物分离系统，其特征在于，所述系统包括：顺次连接的冷却分离装置、脱丁烷塔(205)以及隔壁塔(301)；
所述冷却分离装置用于分离出重整反应产物中的富氢组分，包括顺次连接的第一冷却器(109)、第二冷却器(201)、第三冷却器(202)以及气液分离器(203)，
且所述第三冷却器(202)包括液化天然气进料口(2021)和液化天然气出料口(2022)，
所述气液分离器(203)的顶端与所述第二冷却器(201)连通，
所述气液分离器(203)的底端与所述第一冷却器(109)连通，所述第一冷却器(109)还连通所述脱丁烷塔进料口(2051)；
所述脱丁烷塔(205)用于采出液化石油气(207)，且所述脱丁烷塔(205)塔底连通所述隔壁塔进料口(3011)；
所述隔壁塔(301)用于采出高辛烷值汽油(303)和混合二甲苯(304)。
2.根据权利要求1所述的重整反应产物分离系统，其特征在于，所述脱丁烷塔(205)顶端连接有第一冷凝器(206)，所述脱丁烷塔(205)底端连接有第一再沸器(209)。
3.根据权利要求2所述的重整反应产物分离系统，其特征在于，所述第一冷凝器(206)还与所述第三冷却器(202)的液化天然气出料口(2022)连通。
4.根据权利要求1所述的重整反应产物分离系统，其特征在于，所述隔壁塔(301)顶端连接有第二冷凝器(302)，所述隔壁塔(301)底端连接有第二再沸器(305)。
5.根据权利要求4所述的重整反应产物分离系统，其特征在于，所述隔壁塔(301)中设置有纵向隔板(308)，在所述隔板(308)作用下，所述隔壁塔(301)内部分为初馏段(309)、公共精馏段(307)、公共提馏段(402)以及侧线段(401)，在所述侧线段(401)中部设置有混合二甲苯采出口(3012)。
6.一种利用权利要求1-5中任一项所述的重整反应产物分离系统的分离方法，其特征在于，所述方法包括：
步骤一、在所述第三冷却器(202)通入液化天然气物料(105)，之后重整反应产物(101)依次进入第一冷却器(109)、第二冷却器(201)以及第三冷却器(202)，三次冷却重整反应产物(104)进入气液分离器(203)；
步骤二、在所述气液分离器(203)中分离出重整反应液相(108)和富氢气体(106)：
所述重整反应液相(108)由所述气液分离器(203)底部排出，进入所述第一冷却器(109)与所述重整反应产物(101)热交换，换热后的重整反应产物液相(204)由脱丁烷塔进料口(2051)进入脱丁烷塔(205)；
所述富氢气体(106)由所述气液分离器(203)的顶部排出并进入所述第二冷却器(201)与一次冷却重整反应产物(102)热交换；
步骤三、换热后的重整反应物液相(204)在脱丁烷塔(205)中分离出液化石油气(207)，脱丁烷塔底物料(208)由隔壁塔进料口(3011)进入隔壁塔(301)；
步骤四、脱丁烷塔底物料(208)在所述隔壁塔(301)中分离出高辛烷值汽油(303)、混合二甲苯(304)以及C9+重组分(306)。
7.根据权利要求6所述的分离方法，其特征在于，步骤三中，所述换热后的重整反应物液相(204)在所述脱丁烷塔(205)中形成脱丁烷塔顶组分和脱丁烷塔底组分，
所述脱丁烷塔顶组分进入第一冷凝器(206)并采出所述液化石油气(207)；
脱丁烷塔底物料(208)进入所述隔壁塔(301)，剩余所述脱丁烷塔底组分进入第一再沸器(209)加热后回流至所述脱丁烷塔(205)底部。
8.根据权利要求7所述的分离方法，其特征在于，所述液化天然气物料(105)经过所述第三冷却器(202)后通入所述第一冷凝器(206)，与所述脱丁烷塔顶组分进行热交换。
9.根据权利要求7所述的分离方法，其特征在于，步骤三中，所述脱丁烷塔(205)操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为-15℃-5℃，塔底温度为110℃-130℃。
10.根据权利要求6所述的分离方法，其特征在于，步骤四中，在所述隔壁塔(301)中，所述脱丁烷塔底物料(208)中的不同组分分离：
高辛烷值汽油(303)主要聚集在所述隔壁塔(301)的公共精馏段(307)，并经所述第二冷凝器(302)冷凝后采出，且部分冷凝液回流至所述隔壁塔(301)顶部；
混合二甲苯(304)主要聚集在所述隔壁塔(301)的侧线段(401)，并由二甲苯采出口(3012)采出；
C9+重组分主要聚集在所述隔壁塔(301)的公共提馏段(402)，且部分所述C9+重组分排出，剩余所述C9+重组分进入所述第二再沸器(305)加热后回流至所述隔壁塔(301)的底部；
且，所述隔壁塔(301)的操作压力为0.05MPa-0.5MPa，塔顶温度为90℃-110℃，塔底温度为190℃-210℃。
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