CN201459041U - 一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统 - Google Patents
一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统 Download PDFInfo
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Abstract
本实用新型公开了一种石脑油多产芳烃重整系统，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相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。本实用新型的石脑油多产芳烃重整系统的优点是：处理能力、液体收率、芳烃产率、氢气产量大大提高。
Description
技术领域
本实用新型涉及一种催化重整系统，特别涉及一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统。
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一。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就成为该技术领域急需解决的难题。
发明内容
本实用新型的目的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，本实用新型采取以下技术方案：
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相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。
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；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系统相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置以及另一反应装置相连接；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与第一回收塔相连接，第一回收塔上部通过管线采出苯，底部通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔上部通过管线采出混合芳烃，底部通过管线与抽提系统相连接；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侧线通过管线与侧线切割塔相连接，所述侧线切割塔底部通过管线与蒸发脱水装置相连接，所述抽余油切割系统下部通过管线采出煤油；所述蒸发脱水装置下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.
一种优选技术方案，其特征在于：所述反应装置先通过第二个加热装置与第二反应装置相连接，然后再与所述高压分离器相连接。
一种优选技术方案，其特征在于：所述另一反应装置先通过第四个加热装置与第四反应装置相连接，然后再与所述高压分离器相连接。
一种优选技术方案，其特征在于：所述反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。
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，其间通过加热装置相连接。
本实用新型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。
本实用新型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。
本实用新型中所述加热炉和冷凝装置为常规的装置。
本实用新型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：
本实用新型的石脑油多产芳烃重整系统的优点是：与现有的催化重整工艺相比，本实用新型的石脑油多产芳烃重整系统中，在较低的压力下，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，使得本实用新型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，而且由于采用了回收塔进行溶剂回收，使得混合芳烃中的苯被分离出来，不但增加了产品种类，而且降低了混合芳烃中的苯含量，进而使得调和汽油中的苯含量得到进一步的减少。
下面通过附图和具体实施方式对本实用新型做进一步说明，但并不意味着对本实用新型保护范围的限制。
附图说明
图1为本实用新型实施例1的流程示意图。
图2为本实用新型实施例2的流程示意图。
图3为本实用新型实施例3的流程示意图。
图4为本实用新型实施例4的流程示意图。
具体实施方式
实施例1
如图1所示，为本实用新型实施例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70％(m)，环烷烃含量为28％(m)，芳烃含量为2％(m)，辛烷值(RON)为42，20℃密度为732千克/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3.0h-1；所述反应器2-1的入口温度为470℃，入口压力为1.0MPa(绝压)；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1.0MPa(绝压)；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(绝压)；经过高压分离后，所得氢气的其中一部分外送，流量为0.372吨/小时，产氢率为2.98％，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1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)；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℃，塔顶压力为0.8MPa(绝压)，塔底温度为220℃，塔底压力为0.85MPa(绝压)，回流比(m/m)为0.90；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0.685吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-191℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为100℃，操作压力为0.6MPa(绝压)，溶剂比为3，返洗比为0.5，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔顶温度为85℃，压力为0.1MPa(绝压)，塔底温度为175℃，所述第一回收塔底部直接采出0.366吨/小时的产品苯，冰点可达5.4℃，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的塔顶温度为110℃，压力为0.02MPa(绝压)，塔底温度为175℃，所述第二回收塔顶部直接采出6.684吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80-193℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为2.0％(m)，芳烃含量为98.0％(m)，辛烷值(RON)为129，20℃密度为861千克/米3，芳烃产率为56.4重量％，该混合芳烃是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔7-1进行切割分离，所述抽余油切割塔7-1的顶部温度为75℃，压力为0.1MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.13MPa(绝压)，回流比(m/m)为20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为145-191℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为97.1％(m)，芳烃含量为2.9％(m)，20℃密度为768千克/米3，十六烷值为43，流量为1.212吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；经过抽提后，顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为35-80℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.9％(m)，芳烃含量为0.1％(m)，辛烷值(RON)为72，20℃密度为589千克/米3，流量为2.875吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为91.54％；所述抽余油切割塔7-1设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100℃，压力为0.11MPa(绝压)，采出精制油(作为侧线切割塔进料)；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔7-2进行切割分离，所述切割塔7-2的顶部温度为80℃，压力为0.11MPa(绝压)，底部温度为180℃，压力为0.13MPa(绝压)；所述侧线切割塔7-2顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔7-1；所述侧线切割塔7-2底部采出重抽余油(流量为5.068吨/小时)作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为110℃，压力为0.6MPa(绝压)，底部温度为210℃，压力为0.62MPa(绝压)，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油(流量为5.068吨/小时)经过加热炉1-3加热后进入反应器2-3进行反应，所述反应器2-3的入口温度为470℃，入口压力为1.0MPa(绝压)，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(绝压)；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.
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。
本实用新型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。
本实用新型中总液体收率等于苯、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以及苯流量之和再除以原料进料量。
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 |
本实用新型所用测定方法为(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，为本实用新型实施例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60％(m)，环烷烃含量为34％(m)，芳烃含量为6％(m)，辛烷值(RON)为50，20℃密度为738千克/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4.0h-1；所述反应器2-1由反应器2-1上和反应器2-1下两个反应器串联组成，两个反应器通过加热炉1-2相连接；所述反应器2-1上和反应器2-1下的入口温度均为490℃，入口压力均为1.3MPa(绝压)；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(绝压)；经过高压分离后，所得氢气其中一部分外送，流量为0.394吨/小时，产氢率为3.15％，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1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)；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110℃，塔顶压力为0.95MPa(绝压)，塔底温度为230℃，塔底压力为1.0MPa(绝压)，回流比(m/m)为0.99；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为1.061吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-205℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为120℃，操作压力为0.8MPa(绝压)，溶剂比为5，返洗比为0.75，所用溶剂为N-甲酰基吗啉；经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的顶部温度为87℃，压力为0.15MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.15MPa(绝压)，所述第一回收塔底部直接采出0.41吨/小时的产品苯，冰点可达5.4℃，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的顶部温度为130℃，压力为0.035MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.035MPa(绝压)，所述第二回收塔顶部直接采出7.604吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80-207℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为1.9％(m)，芳烃含量为98.1％(m)，辛烷值(RON)为131，20℃密度为863千克/米3，芳烃产率为64.11重量％，经切割后是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔7-1进行切割分离，所述抽余油切割塔7-1的顶部温度为92℃，压力为0.15MPa(绝压)，底部温度为194℃，压力为0.18MPa(绝压)，回流比(m/m)为30；底部采出煤油，所得煤油的馏程为155-205℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为98.7％(m)，芳烃含量为1.3％(m)，十六烷值为44，20℃密度为795千克/米3，流量为1.231吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；经过抽提后，顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为35-85℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.9％(m)，芳烃含量为0.1％(m)，辛烷值(RON)为71，20℃密度为609千克/米3，流量为1.8吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为88.32重量％；所述抽余油切割塔7-1设有侧线采出口，该侧线采出口温度为120℃，压力为0.16MPa(绝压)，采出精制油(侧线切割塔进料)；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔7-2进行切割分离，所述切割塔7-2的顶部温度为92℃，压力为0.15MPa(绝压)，底部温度为200℃，压力为0.18MPa(绝压)；所述侧线切割塔7-2顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔7-1；所述侧线切割塔7-2底部采出重抽余油(流量为3.877吨/小时)作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为120℃，压力为0.7MPa(绝压)，底部温度为225℃，压力为0.725MPa(绝压)，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油(流量为3.877吨/小时)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由反应器2-2上和反应器2-2下两个反应器串联组成，之间通过加热炉1-4相连接；所述反应器2-2上和反应器2-2下的入口温度均为480℃，入口压力均为1.3MPa(绝压)；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.
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。
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，为本实用新型实施例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47％(m)，环烷烃含量为42％(m)，芳烃含量为11％(m)，辛烷值(RON)为61，20℃密度为742千克/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5.0h-1，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1.6MPa(绝压)；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(绝压)；经过高压分离后，所得氢气其中一部分外送，流量为0.523吨/小时，产氢率为4.18％，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1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)；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℃，塔顶压力为1.05MPa(绝压)，塔底温度为240℃，塔底压力为1.10MPa(绝压)，回流比(m/m)为1.15；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0.33吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-220℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为150℃，操作压力为1.0MPa(绝压)，溶剂比为8，返洗比为1.0，所用溶剂为四甘醇；经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的顶部温度为90℃，压力为0.2MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.2MPa(绝压)，所述第一回收塔底部直接采出1.007吨/小时的产品苯，冰点可达5.4℃，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的顶部温度为155℃，压力为0.05MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.05MPa(绝压)，所述第二回收塔顶部直接采出7.751吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80-223℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为0.18％(m)，芳烃含量为98.2％(m)，辛烷值(RON)为134，20℃密度为865千克/米3，芳烃产率为70.06重量％，经过切割后是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔7-1进行切割分离，所述抽余油切割塔7-1的顶部温度为95℃，压力为0.2MPa(绝压)，底部温度为213℃，压力为0.23MPa(绝压)，回流比(m/m)为60；底部采出煤油，所得煤油的馏程为165-220℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为98.5％(m)，芳烃含量为1.5％(m)，20℃密度为783千克/米3，十六烷值为42，流量为0.79吨/小时，经切割后可以作为优质的汽油调和组分；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为35-90℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.88％(m)，芳烃含量为0.12％(m)，辛烷值(RON)为68，20℃密度为621千克/米3，流量为1.039吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为84.70重量％；所述抽余油切割塔7-1设有侧线采出口，该侧线采出口温度为140℃，压力为0.21MPa(绝压)，采出精制油(作为三反进料)，所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔7-2进行切割分离，所述侧线切割塔7-2的顶部温度为99℃，压力为0.2MPa(绝压)，底部温度为218℃，压力为0.23MPa(绝压)；所述侧线切割塔7-2顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔7-1；所述侧线切割塔7-2底部采出重抽余油(流量为2.572吨/小时)作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为130℃，压力为0.8MPa(绝压)，底部温度为240℃，压力为0.83MPa(绝压)，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油2.572吨/小时经过加热炉1-2加热后，进入反应器2-2进行反应，所述反应器2-2的入口温度为530℃，入口压力为1.6MPa(绝压)；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。
其中反应器2-1∶反应器2-2＝1∶2。
反应器2-1所用催化剂的物化性质如下表所示：
| 比表面积 | 强度N/cm | 孔容ml/g | 堆比重 | Ptm％ | Rem％ |
| m2/g | g/ml | ||||
| 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4
如图4所示，为本实用新型实施例4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70％(m)，环烷烃含量为28％(m)，芳烃含量为2％(m)，辛烷值(RON)为42，20℃密度为732千克/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3.0h-1；所述反应器2-1的入口温度为470℃，入口压力为1.0MPa(绝压)；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1.0MPa(绝压)；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(绝压)；经过高压分离后，所得氢气的其中一部分外送，流量为0.372吨/小时，产氢率为2.98％，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉1-1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)；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℃，塔顶压力为0.8MPa(绝压)，塔底温度为220℃，塔底压力为0.85MPa(绝压)，回流比(m/m)为0.90；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0.685吨/小时；塔底所得重整生成油(馏程为35-191℃)进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为100℃，操作压力为0.6MPa(绝压)，溶剂比为3，返洗比为0.5，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔顶温度为85℃，压力为0.1MPa(绝压)，塔底温度为175℃，所述第一回收塔底部直接采出0.366吨/小时的产品苯，冰点可达5.4℃，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的塔顶温度为110℃，压力为0.02MPa(绝压)，塔底温度为175℃，所述第二回收塔顶部直接采出6.684吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80-193℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为2.0％(m)，芳烃含量为98.0％(m)，辛烷值(RON)为129，20℃密度为861千克/米3，芳烃产率为56.4重量％，该混合芳烃可以作为调和组分与抽余油切割塔7-1塔顶采出的煤油组分进行调和，进而得到调和汽油产品，所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔7-1进行切割分离，所述抽余油切割塔7-1的顶部温度为75℃，压力为0.1MPa(绝压)，底部温度为175℃，压力为0.13MPa(绝压)，回流比(m/m)为20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为145-191℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为97.1％(m)，芳烃含量为2.9％(m)，十六烷值为41，20℃密度为768千克/米3，流量为1.212吨/小时，该煤油组分可以作为调和组分与回收塔9-2塔底采出的混合芳烃进行调和，进而得到调和汽油产品；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为35-80℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为99.9％(m)，芳烃含量为0.1％(m)，辛烷值(RON)为72，20℃密度为589千克/米3，流量为2.875吨/小时，调和进入汽油总产品中；总的液体收率为91.54％；所述抽余油切割塔7-1设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100℃，压力为0.11MPa(绝压)，采出精制油(作为侧线切割塔进料)；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔7-2进行切割分离，所述切割塔7-2的顶部温度为80℃，压力为0.1MPa(绝压)，底部温度为180℃，压力为0.13MPa(绝压)；所述侧线切割塔7-2顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔7-1；所述侧线切割塔7-2底部采出重抽余油(流量为5.068吨/小时)作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为110℃，压力为0.6MPa(绝压)，底部温度为210℃，压力为0.62MPa(绝压)，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油(流量为5.068吨/小时)经过加热炉1-3加热后进入反应器2-3进行反应，所述反应器2-3的入口温度为470℃，入口压力为1.0MPa(绝压)，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(绝压)；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；由所述混合芳烃组分和所述煤油组分调和所得的调和汽油产品的馏程为35-193℃，含硫量痕量(检测不出)，烷烃含量为46.15％(m)，芳烃含量为53.85％(m)，辛烷值(RON)为103，20℃密度为757千克/米3，流量为10.771吨/小时。
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。
本实用新型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。
本实用新型中总液体收率等于苯、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以及苯流量之和再除以原料进料量。
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 |
本实用新型所用测定方法为(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)。
Claims (6)
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相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。
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；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系统相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置以及另一反应装置相连接；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与第一回收塔相连接，第一回收塔上部通过管线采出苯，底部通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二回收塔上部通过管线采出混合芳烃，底部通过管线与抽提系统相连接；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侧线通过管线与侧线切割塔相连接，所述侧线切割塔底部通过管线与蒸发脱水装置相连接，所述抽余油切割系统下部通过管线采出煤油；所述蒸发脱水装置下部通过管线以及加热装置与另一反应装置相连接；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。
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：所述反应装置先通过第二加热装置与第二反应装置相连接，然后再与所述高压分离器相连接。
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：所述另一反应装置先通过第四加热装置与第四反应装置相连接，然后与所述高压分离器相连接。
5.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：所述反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。
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：所述另一反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。
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