一種蒸發脫水系統帶側線採出且分離出苯的重整系統及其方法

2023-07-05 19:42:56 1

專利名稱：一種蒸發脫水系統帶側線採出且分離出苯的重整系統及其方法
技術領域：
本發明涉及一種重整系統及其方法，特別涉及一種蒸發脫水系統帶側線採出且分 離出苯的重整系統及其方法。
背景技術：
隨著汽車工業的快速發展及石油化學工業對芳烴需求的增長，特別是國家對環境 保護的日益嚴格要求，催化重整汽油以其高辛烷值、低烯烴和痕量硫而成為新標準汽油中 理想的調和組分之一。催化重整副產物的大量氫氣又為提高油品質量，發展加氫工業提供 大量廉價氫源。因此，催化重整作為生產高辛烷值汽油及芳烴的重要煉油工藝，在煉油、化 工工業中發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。半再生式重整由於裝置投資小，操作靈活，操作費用低，適於不同的生產規模等特 點，仍佔用重要地位。自鉬/錸催化劑問世以來，半再生式重整催化劑的研究和應用得到了充分的發 展，已到達相當高的水平。半再生重整裝置大多面臨擴大處理能力的壓力，擴能改造當然 是解決問題的途徑，但對於負荷增加不大的裝置，如果能通過提高催化劑活性，增大進料空 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佔比例加大，重整原料的劣 質化趨勢越來越明顯。原料的劣質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，並且提高液體收率、芳烴產量、辛烷值以及氫氣 產量的石腦油多產芳烴重整系統及其方法就成為該技術領域急需解決的難題。

發明內容
本發明的目的之一是提供一種能夠提高處理能力，並且提高液體收率、芳烴產量 以及氫氣產率同時提供高辛烷值產品的石腦油多產芳烴重整系統。為實現上述目的，本發明採取以下技術方案一種石腦油多產芳烴重整系統，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特徵在 於所述反應裝置分為兩部分，第一和/或第二反應裝置(和/或更多反應裝置)通過高壓 分離器、穩定塔系統以及抽提系統與蒸發脫水系統連接，所述抽提系統再與第一和第二回 收塔相連，所述蒸發脫水系統再與第三和/或第四反應裝置(和/或更多反應裝置)連接， 所述蒸發脫水系統設有側線採出口。一種石腦油多產芳烴重整系統，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特徵在 於所述反應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定塔 系統相連接，並通過管線以及壓縮裝置與原料供應系統相連接；所述穩定塔系統下部通過管線與抽提系統相連接；所述抽提系統一方面通過管線與蒸發脫水系統相連接；所述抽提 系統另一方面通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線採出苯，下部 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採出混合芳烴，下部通過 管線與抽提系統相連接；所述蒸發脫水系統上部通過管線採出水，所述蒸發脫水系統側部 通過管線採出輕質抽餘油，所述蒸發脫水系統下部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝置 (第三反應裝置)相連接，所述另一反應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。一種優選技術方案，其特徵在於所述反應裝置先通過第二個加熱裝置與第二反 應裝置相連接(第二反應裝置後可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)，然後再與所 述高壓分離器相連接。一種優選技術方案，其特徵在於所述另一反應裝置先通過第四個加熱裝置與第 四反應裝置(第四反應裝置後可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)相連接，然後再 與所述高壓分離器相連接。一種優選技術方案，其特徵在於所述反應裝置為上下串聯的兩個反應器，其間通 過加熱裝置相連接。一種優選技術方案，其特徵在於所述另一反應裝置為上下串聯的兩個反應器，其 間通過加熱裝置相連接。本發明的另一目的是提供提高處理能力，並且提高液體收率、芳烴產量以及氫氣 產率同時提供高辛烷值產品的石腦油多產芳烴重整方法。本發明的上述發明目的是通過以下技術方案達到的一種石腦油多產芳烴重整方法，其步驟如下餾程為80_185°C的石腦油原料經過 加熱裝置加熱後，進入反應裝置進行反應；所述反應裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓 力為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為3. 0-5. OtT1 ；所得反應產物經過換熱冷卻後進入高壓分 離器進行高壓分離，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 ；經過 高壓分離後，所得氫氣一部分外送，一部分經過壓縮裝置返回至原料管線和另一反應裝置， 所述返回的氫氣或者在加熱爐前進入管線，或者在加熱爐後進入管線；所得重整產物進入 穩定塔系統進行處理，所述穩定塔系統的塔頂溫度為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 ；塔頂採出幹氣、液化氣和 少量水；塔底所得餾程為35-196°C的重整生成油進入抽提系統進行處理，所述抽提系統的 操作溫度為100-1500C，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 用溶劑為環丁碸、N-甲醯基嗎啉，四甘醇中的一種或幾種混合；經過抽提後，抽提系統抽出 油進入第一回收塔，所述第一回收塔的塔頂溫度為85-90°C，壓力為0. 1-0. 2MPa (絕壓)，塔 底溫度為175°C，壓力為0. 15-0.25MPa(絕壓)；頂部採出苯，底部採出物進入第二回收塔， 所述第二回收塔的操作溫度為110-155°C，操作壓力為0. 02-0. 05MPa(絕壓)；頂部採出混 合芳烴作為汽油調和產品或直接作為芳烴產品，底部採出物返回進入抽提系統；所述抽提 系統其餘組分經過頂部進入蒸發脫水系統進行脫水切割，所述蒸發脫水系統的頂部溫度為 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 部採出少量水；側線採出口溫度為128-153°C，壓力為0. 41-0. 61MPa，採出輕質抽餘油，所 述輕質抽餘油既可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；所述蒸發脫水系統底部採出精製油，所得精製油經加熱後進入另一反應裝置進行反應，所述另一反應裝置的入口溫度 為470-530°C，入口壓力為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為1. 0-2. OtT1 ；所得反應產物經換熱 冷卻後進入高壓分離器。一種優選技術方案，其特徵在於所述反應裝置的反應產物先經過第二個加熱裝 置加熱後，進入第二反應裝置反應(或在第二反應裝置後再接上更多的加熱裝置和對應的 反應裝置)，所得反應產物經過換熱冷卻後再進入高壓分離器。一種優選技術方案，其特徵在於所述另一反應裝置的反應產物先經過第四個加 熱裝置加熱後，進入第四反應裝置反應(或在第四反應裝置後再接上更多的加熱裝置和對 應的反應裝置)，所得反應產物經過換熱冷卻後再進入高壓分離器。本發明中所述抽提系統為專利號為200310103541. 9和200310103540. 4中公開的 抽提系統，包括溶劑回收、水洗系統、返洗系統等。本發明中所述穩定塔系統和蒸發脫水系統為常規的系統，包括塔、空氣冷卻器、水 冷卻器、回流罐、回流泵以及塔底泵等。本發明中所述加熱爐和冷凝裝置為常規的裝置。本發明中所述反應器中的所用催化劑為常規的重整催化劑。有益效果本發明的石腦油多產芳烴重整系統及其方法的優點是與現有的催化重整工藝相 比，本發明的石腦油多產芳烴重整系統及方法中，在較低反應壓力下反應後的產物經過抽 提和蒸發脫水後，生成的精製油與循環氫混合後進入另一反應器進一步反應，使得本發明 的系統的處理能力提高，液體收率、芳烴產量以及氫氣產率大大提高，同時提供高辛烷值產 品，此外由於分離出了苯，使得優質汽油調和組分混合芳烴的苯含量大大降低。下面通過附圖和具體實施方式
對本發明做進一步說明，但並不意味著對本發明保 護範圍的限制。


圖1為本發明實施例1的流程示意圖。圖2為本發明實施例2的流程示意圖。圖3為本發明實施例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/小時的石蠟基精製石腦油原料(a)先經過換熱，再經過加熱爐1-1加熱後，進入反 應器2-1進行反應，進料體積空速為3. OtT1 ；所述反應器2-1的入口溫度為530°C，入口壓力 為1. OMPa(絕壓)；所得反應產物經過加熱爐1-2加熱後，進入反應器2-2進行反應，所述 反應器2-2的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa(絕壓)；反應產物經換熱及冷凝器3 冷卻後進入高壓分離器4進行高壓分離，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)；經過高壓分離後，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0.591噸/小時，純 氫流量為0.438噸/小時，氫氣產率為3. 50% (重量)；其它的氫氣經過壓縮機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，進入加熱爐1-3 前的氫油體積比為1200 1(在進入加熱爐前先進行換熱)；經過高壓分離器4所得重整產 物進入穩定塔系統6進行處理，所述穩定塔系統6的塔頂溫度為100°C，壓力為0. SMPa(絕 壓)，塔底溫度為220°C，壓力為0. 85MPa(絕壓)，回流比(m/m)為0. 90 ；塔頂採出幹氣、液 化氣和少量水(c)，其流量為2. 273噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為35-196 )進 入抽提系統8進行處理，所述抽提系統8的操作溫度為100°C，操作壓力為0. 6MPa (絕壓)， 溶劑比為3. 0，返洗比為0. 5，所用溶劑為環丁碸；經過抽提系統8抽提後，所得抽出油進入 第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔頂溫度為85°C，壓力為0. IMPa(絕壓)，塔底溫度為 175°C，壓力為0. 15MPa(絕壓)；頂部採出苯(g)，所得苯的純度為99. 99%，冰點為5. 45°C， 20°C密度為879千克/米3，流量為0. 258噸/小時；底部採出物進入第二回收塔9_2，所 述第二回收塔的操作溫度為110°C，操作壓力為0.02MPa(絕壓)；頂部採出混合芳烴(e)， 所得混合芳烴可作為汽油調和產品或直接作為芳烴產品，其餾程為80-196°C，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)，苯含量為0.32% (m)，辛烷 值(RON)為129，20°C密度為861千克/米3，流量為8. 906噸/小時，芳烴產率為71. 88% (重量)；底部採出物返回進入抽提系統；經過抽提系統8抽提後，所得抽餘油經過抽提系 統8的頂部進入蒸發脫水系統7進行脫水，所述蒸發脫水系統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；頂部採出少量 水(d)，其流量為0. 001噸/小時；所述蒸發脫水系統7側線採出口溫度為128°C，壓力為
0.41MPa(絕壓)，採出輕質抽餘油(f)，所述輕質抽餘油的餾程為35-75°C，含硫量痕量(檢 測不出)，非芳烴含量為99. 9% (m)，芳烴含量為0. (m)，辛烷值(RON)為69，20°C密度 為564千克/米3，流量為0. 473噸/小時，其既可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原 料；總液體收率為77. 09% ；所述蒸發脫水系統7底部採出精製油作為反應器2-3的進料， 所得精製油的餾程為35-186°C，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. 401噸/小時； 所得精製油經過加熱爐1-3加熱後進入反應器2-3進行反應，所述反應器2-3的入口溫度 為530°C，入口壓力為l.OMPa(絕壓)；所得反應產物經加熱爐1_4加熱後進入反應器2_4 反應，所述反應器2-4的入口溫度為530°C，入口壓力為1. OMPa(絕壓)，進料體積空速為
1.Oh-1 ；所得反應產物與所述反應器2-2的反應產物混合後經過換熱及冷凝器3冷卻後進入 高壓分離器4。其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-1 反應器 2-2 = 1 1. 5 ；反應器2-3 反應器2-4 = 1:2。本發明所用重整催化劑是一種Pt、Re重整催化劑，其載體為採用鋁溶膠熱油老化 法製成的GM單水鋁石和Ziegler合成副產物SB單水鋁石按一定比例混合，經成型、焙燒制 得的有兩個集中孔峰的複合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。
本發明中總液體收率等於混合芳烴、輕質抽餘油、苯的流量之和除以原料進料量。芳烴產率等於混合芳烴流量乘以芳烴含量加上苯的流量再除以原料進料量。氫氣產率等於外排氫量乘以氫氣純度再除以原料進料量。反應器2-1和2-2所用催化劑的物化性質如下表所示 反應器2-3和2-4所用催化劑的物化性質如下表所示 本發明所用測定方法為(下同)1、餾程GB/T6536_1997石油產品蒸餾測定法；2、硫含量SH/T0689-2000輕質烴及發動機燃料和其他油品的總硫含量測定法 (紫外螢光法)；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液體石油產品烴類測定法(螢光指示劑吸附法)；6、辛烷值GB/T5487汽油辛烷值測定法(研究法)；7、密度GB/T1884-2000原油和液體石油產品密度實驗室測定法(密度計法)；8、環烷烴SH/T0239-92薄層填充柱色譜法；9、油中金屬ASTM D 5708-2005感應耦合等離子體(ICP)原子發射光譜法測定原 油和殘留燃油中的鎳、釩和鐵的標準試驗方法；10、氮含量SH/T0704-2001化學發光法測氮(舟進樣)。實施例2如圖2所示，為本發明實施例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/小時的中間基精製石腦油原料(a)先經過換熱，再經過加熱爐1-1加熱後，進入 反應器2-1進行反應；進料體積空速為4. Oh"1 ；其中所述反應器2-1由反應器2-1上和反應 器2-1下兩個反應器串聯組成，所述反應器2-1上和反應器2-1下的入口溫度均為500°C， 入口壓力均為1. 3MPa(絕壓)；兩個反應器之間通過加熱爐1-2相連接；經過反應器2_1反 應後所得產物經換熱及冷凝器3冷卻後進入高壓分離器4進行高壓分離，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)；經過高壓分離後，所得氫氣一部分外送 (b)，其流量為0.448噸/小時，純氫流量為0.405噸/小時，氫氣產率為3.24% (重量)； 其它的氫氣經過壓縮機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，進入加熱爐1-3前的氫油體積比為1200 1(在進入反應裝置前先進行 換熱)；經過高壓分離器4所得重整產物進入穩定塔系統6進行處理，所述穩定塔系統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. OOMPa (絕壓)， 回流比(m/m)為0. 99 ；塔頂採出幹氣、液化氣和少量水(c)，其流量為1. 226噸/小時；塔 底所得重整生成油(餾程為35-194 )進入抽提系統8進行處理，所述抽提系統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-甲醯 基嗎啉；經過抽提系統8抽提後，所得抽出油進入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔頂 溫度為87°C，壓力為0. 15MPa(絕壓)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 2MPa(絕壓)；頂部採出 苯(g)，所得苯的純度為99. 99%，冰點為5. 45°C，20°C密度為879千克/米3，流量為0. 440 噸/小時；底部採出物進入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的操作溫度為130°C，操作壓力 為0.035MPa(絕壓)；頂部採出混合芳烴(e)，所得混合芳烴可作為汽油調和產品或直接作 為芳烴產品，其餾程為80-194°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)，苯含量為0.53% (m)，辛烷值(RON)為131，20°C密度為862千克/米 3，流量為9. 200噸/小時，芳烴產率為75. 72% (重量)；底部採出物返回進入抽提系統；經 過抽提系統8抽提後，所得抽餘油經過抽提系統8的頂部進入蒸發脫水系統7進行脫水，所 述蒸發脫水系統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；頂部採出少量水(d)，其流量為0. 001噸/小時；所述蒸發脫水系 統7的側線採出口溫度為141°C，壓力為0. 51MPa (絕壓)，採出輕質抽餘油(f)，所述輕質 抽餘油的餾程為35-75°C，含硫量痕量(檢測不出)，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1. 185噸/小時，其既可 作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；總液體收率為86. 61%;所述蒸發脫水系統7的 底部採出精製油(作為第二反應器2-2的進料)，所得精製油的餾程為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4. 809噸/小時；所得精製油經過加熱爐1-3加熱後進入反 應器2-2進行反應，所述反應器2-2由反應器2-2上和反應器2-2下兩個反應器串聯組成， 之間通過加熱爐1-4連接；所述反應器2-2上和反應器2-2下的入口溫度均為500°C，入口 壓力均為1. 3MPa (絕壓)，進料體積空速為1. 51Γ1 ；所得反應產物經過換熱及冷凝器3冷卻 後進入高壓分離器4。其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-1上反應器2-1下=1 2 ；反應器2-2上反應器2-2下=1 2. 5。反應器2-1所用催化劑的物化性質如下表所示 反應器2-2所用催化劑的物化性質如下表所示比表面積強度N/cm孔容ml/g堆比重PtRem2/gg/mlm%m%1961870.540.740.260.45實施例3如圖3所示，為本發明實施例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/小時的環烷基精製石腦油(a)先經過換熱，再經過加熱爐1-1加熱後，進入反應 器2-1進行反應；進料體積空速為5. Oh"1 ；所述反應器2-1的入口溫度為470°C，入口壓力 為1. 6MPa (絕壓)；所得反應產物經換熱及冷凝器3冷卻後進入高壓分離器4進行高壓分 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)；經過高壓分離後，所 得氫氣一部分外送(b)，其流量為0. 371噸/小時，純氫流量為0. 341噸/小時，氫氣產率 為2. 73% (重量)；其它的氫氣經過壓縮機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，進入加熱爐1-2前的氫油體積比為1200 1(在 進入加熱爐前先進行換熱)；經過高壓分離器4所得重整產物進入穩定塔系統6進行處理， 所述穩定塔系統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 ；塔頂採出幹氣、液化氣和少量水(c)，其流量為 0. 691噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為35-192 )進入抽提系統8進行處理，所述 抽提系統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；經過抽提系統8抽提後，所得抽出油進入第一回收塔9-1，所述第一回 收塔的塔頂溫度為90°C，壓力為0. 2MPa(絕壓)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 25MPa(絕 壓)；頂部採出苯(g)，所得苯的純度為99.99%，冰點為5.451，201密度為879千克/米 3，流量為0. 311噸/小時；底部採出物進入第二回收塔9-2，所述第二回收塔的操作溫度 為155°C，操作壓力為0.05MPa(絕壓)；頂部採出混合芳烴(e)，所得混合芳烴可作為汽油 調和產品或直接作為芳烴產品，其餾程為80-192°C，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)，苯含量為0. 38% (m)，辛烷值(RON)為134，20°C密 度為865千克/米3，流量為9. 113噸/小時，芳烴產率為74. 08% (重量)；底部採出物返 回進入抽提系統；經過抽提系統8抽提後，所得抽餘油經過抽提系統8的頂部進入蒸發脫 水系統7進行脫水，所述蒸發脫水系統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；頂部採出少量水(d)，其流量為0. 001噸 /小時；所述蒸發脫水系統7的側線採出口溫度為153°C，壓力為0. 61MPa(絕壓)，採出輕 質抽餘油(f)，所述輕質抽餘油的餾程為35-75°C，含硫量痕量(檢測不出)，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 2. 014噸/小時，其既可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；總液體收率為91. 50%； 所述蒸發脫水系統7的底部採出精製油(作為反應器2-2的進料)，所得精製油的餾程為 35-182°C，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. 185噸/小時；所述精製油經過加 熱爐1-2加熱後進入反應器2-2進行反應，所述反應器2-2的入口溫度為470°C，入口壓力 為1. 6MPa (絕壓)，進料體積空速為2. Oh"1 ；所得反應產物經過換熱及冷凝器3冷卻後進入高壓分離器4。其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-1 反應器2-2 = 1:2。反應器2-1所用催化劑的物化性質如下表所示 反應器2-2所用催化劑的物化性質如下表所示
權利要求
一種石腦油多產芳烴重整系統，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特徵在於所述反應裝置分為兩部分，第一和/或第二反應裝置通過高壓分離器、穩定塔系統以及抽提系統與蒸發脫水系統連接，所述抽提系統再與第一和第二回收塔相連，所述蒸發脫水系統再與第三和/或第四反應裝置連接，所述蒸發脫水系統設有側線採出口。
2.一種石腦油多產芳烴重整系統，包括加熱裝置，與之相連的反應裝置；其特徵在於 所述反應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定塔系統 相連接，並通過管線以及壓縮裝置與原料供應系統相連接；所述穩定塔系統下部通過管線 與抽提系統相連接；所述抽提系統一方面通過管線與蒸發脫水系統相連接；所述抽提系統 另一方面通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線採出苯，下部通過 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採出混合芳烴，下部通過管線 與抽提系統相連接；所述蒸發脫水系統上部通過管線採出水，所述蒸發脫水系統設有側線 採出品用於採出輕質抽餘油，所述蒸發脫水系統下部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝 置相連接，所述另一反應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.根據權利要求2所述的石腦油多產芳烴重整系統，其特徵在於所述反應裝置先通 過第二個加熱裝置與第二反應裝置相連接，然後再與所述高壓分離器相連接。
4.根據權利要求3所述的石腦油多產芳烴重整系統，其特徵在於所述另一反應裝置 先通過第四加熱裝置與第四反應裝置相連接，然後與所述高壓分離器相連接。
5.根據權利要求5所述的石腦油多產芳烴重整系統，其特徵在於所述反應裝置為上 下串聯的兩個反應器，其間通過加熱裝置相連接。
6.根據權利要求2所述的石腦油多產芳烴重整系統，其特徵在於所述另一反應裝置 為上下串聯的兩個反應器，其間通過加熱裝置相連接。
7.一種石腦油多產芳烴重整方法，其步驟如下餾程為80-185°C的石腦油原料經過加 熱裝置加熱後，進入反應裝置進行反應；所述反應裝置的入口溫度為470-530°C，入口壓力 為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為3. 0-5. OtT1 ；所得反應產物經過換熱冷卻後進入高壓分離 器進行高壓分離，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 ；經過高 壓分離後，所得氫氣一部分外送，一部分經過壓縮裝置返回至原料管線和另一反應裝置，所 述返回的氫氣或者在加熱爐前進入管線，或者在加熱爐後進入管線；所得重整產物進入穩 定塔系統進行處理，所述穩定塔系統的塔頂溫度為100-120 V，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 ；塔頂採出幹氣、液化氣和少 量水；塔底所得餾程為35-196 的重整生成油進入抽提系統進行處理，所述抽提系統的操 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 溶劑為環丁碸、N-甲醯基嗎啉，四甘醇中的一種或幾種混合；經過抽提後，抽提系統抽出油 進入第一回收塔，所述第一回收塔的塔頂溫度為85-90°C，壓力為0. 1-0. 2MPa(絕壓)，塔 底溫度為175°C，壓力為0. 15-0.25MPa(絕壓)；頂部採出苯，底部採出物進入第二回收塔， 所述第二回收塔的操作溫度為110-155°C，操作壓力為0. 02-0. 05MPa(絕壓)；頂部採出混 合芳烴作為汽油調和產品或直接作為芳烴產品，底部採出物返回進入抽提系統；所述抽提 系統其餘組分經過頂部進入蒸發脫水系統進行脫水切割，所述蒸發脫水系統的頂部溫度為 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 部採出少量水；設有側線採出口，其溫度為128-153°C，壓力為0.41-0.61MPa，採出輕質抽餘油，所述輕質抽餘油既可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；所述蒸發脫水系統 底部採出精製油，精製油經加熱後進入另一反應裝置進行反應，所述另一反應裝置的入口 溫度為470-530°C，入口壓力為1. 0-1. 6MPa，進料體積空速為1. 0-2. Oh—1 ；所得反應產物經 換熱冷卻後進入高壓分離器。
8.根據權利要求7所述的石腦油多產芳烴重整方法，其特徵在於所述反應裝置的反 應產物先經過第二個加熱裝置加熱後，進入第二反應裝置反應，所得反應產物經過換熱冷 卻後再進入高壓分離器。
9.根據權利要求8所述的石腦油多產芳烴重整方法，其特徵在於所述另一反應裝置 的反應產物先通過第四加熱裝置進入第四反應裝置反應，所得反應產物經換熱冷卻後進入 高壓分離器。
全文摘要
本發明公開了一種石腦油多產芳烴重整系統及方法，該系統包括加熱裝置和反應裝置；其特徵在於所述反應裝置與高壓分離器相連接；所述高壓分離器與穩定塔系統相連接；所述穩定塔系統下部通過管線與抽提系統相連接；所述抽提系統一方面通過管線與蒸發脫水系統相連接；所述抽提系統另一方面通過管線與第一回收塔相連接；所述第一回收塔上部通過管線採出苯，下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採出混合芳烴，下部通過管線與抽提系統相連接；所述蒸發脫水系統頂部通過管線直接採出水，所述蒸發脫水系統設有側線採出口用於採出輕質抽餘油，所述蒸發脫水系統底部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝置相連接；所述另一反應裝置的另一端通過管線與所述高壓分離器相連接。本發明的石腦油多產芳烴重整系統及其方法的優點是處理能力、液體收率、芳烴產率、氫氣產量大大提高。
文檔編號C10G59/02GK101921615SQ200910087049
公開日2010年12月22日 申請日期2009年6月17日 優先權日2009年6月17日
發明者丁冉峰 申請人:北京金偉暉工程技術有限公司