專利名稱：一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法
技術領域：
本發(fā)明涉及一種催化重整方法，特別涉及一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重 整方法。
背景技術：
隨著汽車工業(yè)的快速發(fā)展及石油化學工業(yè)對芳烴需求的增長，特別是國家對環(huán)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(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用得到了充分的發(fā) 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，但對于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(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)量的石腦油制備芳烴及其各種溶劑催化重整系統(tǒng)及其方法就成為該技術領域急需解決 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)品的石腦油制備芳烴及其各種溶劑的催化重整系統(tǒng)。為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采取以下技術方案方案之一一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應 裝置；其特征在于所述反應裝置分為兩部分，反應裝置和另一反應裝置，所述反應裝置包 括第一和/或第二反應裝置，該第一部分反應裝置依次通過高壓分離裝置和穩(wěn)定塔系統(tǒng)和 抽提系統(tǒng)相連接，所述抽提系統(tǒng)分別與水洗系統(tǒng)和回收系統(tǒng)連接，所述回收系統(tǒng)包括第一 回塔和與之相連接的第二回收塔，所述第二回收塔通過管線與芳烴切割塔系統(tǒng)連接，底部 采出物通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述水洗系統(tǒng)與抽余油切割系統(tǒng)相連接，所述抽余油 切割系統(tǒng)再與另一反應裝置相連接，所述另一反應裝置包括第三和/或第四反應裝置。
方案之二一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整系統(tǒng)，包括加熱裝置，與之相連的反應 裝置；其特征在于所述反應裝置分為兩部分，反應裝置和另一反應裝置，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(wěn)定系統(tǒng)相連接，并通過管 線以及壓縮裝置與原料供應系統(tǒng)相連接；所述穩(wěn)定系統(tǒng)下部通過管線與抽提系統(tǒng)相連接； 所述抽提系統(tǒng)一方面通過管線與第一回收塔相連接，第一回收塔上部采出苯，底部采出物 通過管線與第二回收塔相連接；所述的第二回收塔通過管線與芳烴切割塔系統(tǒng)連接，底部 采出物通過管線與抽提系統(tǒng)相連接；所述芳烴切割塔系統(tǒng)中的芳烴切割塔上部采出混合芳 烴；所述芳烴切割塔底部采出重芳烴；所述抽提系統(tǒng)另一方面通過管線與水洗系統(tǒng)連接， 所述水洗系統(tǒng)與抽余油第一切割塔相連接；所述抽余油第一切割塔頂部采出食品級6#溶 劑油；所述抽余油第一切割塔底部通過管線與抽余油第二切割塔相連接；所述抽余油第二 切割塔頂部采出工業(yè)級6#溶劑油；所述抽余油第二切割塔底部通過管線與抽余油第三切 割塔相連接；所述抽余油第三切割塔頂部采出120#溶劑油，所述抽余油第三切割塔底部通 過管線以及加熱裝置與另一反應裝置相連接，同時采出200#溶劑油；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。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于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(第二反應裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)，然后再與所 述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述反應裝置為上下串聯(lián)的兩個反應器，其間通 過加熱裝置相連接。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述另一反應裝置通過第四個加熱裝置與第四 反應裝置相連接(第四反應裝置后可通過加熱裝置再與更多的反應裝置相連)，然后再與 所述高壓分離器相連接。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述另一反應裝置為上下串聯(lián)的兩個反應器，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)品的石腦油制備芳烴以及溶劑油的催化重整方法。本發(fā)明的上述目的是通過以下技術方案達到的一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法，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. 6-1. 9MPa ；出口溫度為 410_460°C，出口壓力為 1. 5-1. 8MPa ； 所得反應產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后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(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裝置，所述經(jīng)過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前 進入原料管線，或者在加熱爐后進入原料管線；經(jīng)過所述高壓分離器處理后所得重整產(chǎn) 物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為100-120°C，壓力 為0. 8-1. 05MPa，塔底溫度為220_240°C，壓力為1. 5-3. 5MPa,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35-195 的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處 理，所述抽提系統(tǒng)中的抽提塔的操作溫度為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-甲酰基嗎啉或四甘醇中的一種或幾種 任意比例的混合；經(jīng)過抽提系統(tǒng)抽提后，所得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(A)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 15-0. 25MPa(A)；頂 部采出苯，底部采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(A)；所述第二回收塔頂部通過管線與芳烴切割系統(tǒng)連接，底部采出物 返回進入抽提系統(tǒng)；所述芳烴切割系統(tǒng)中的切割塔的塔頂溫度為130°C -180°C，塔頂壓力 為0. 13-0. 18MPa，塔底溫度為230_280°C，塔底壓力為0. 15-0. 22MPa,回流比為0. 50-3. 0 ； 頂部采出餾程為75°C _205°C混合芳烴；底部采出餾程為205°C _260°C的重芳烴；經(jīng)過 抽提系統(tǒng)抽提后，所得抽余油經(jīng)過頂部進入水系系統(tǒng)；所述水洗系統(tǒng)操作壓力為0. 45 0. 55MPa，操作溫度為30 50°C，油水比為0. 1 0. 5 ；所得水洗產(chǎn)品進入抽余油第一切割 塔進行切割；所述抽余油第一切割塔的塔頂溫度為86-106°C，壓力為0. 16-0. 24MPa，塔底 溫度為188-208°C，壓力為0. 2-0. 28MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第一切割塔上部采出 食品級6#溶劑油；所述抽余油第一切割塔底部通過管線與抽余油第二切割塔相連接；所述 抽余油第二切割塔的塔頂溫度為87-107°C，壓力為0. 12-0. 2MPa，塔底溫度為191_211°C， 壓力為0. 16-0. 24MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第二切割塔上部采出工業(yè)級6#溶劑 油；所述抽余油第三切割塔的塔頂溫度為105-125°C，壓力為0. 11-0. 19MPa，塔底溫度為 214-234°C，壓力為0. 15-0. 23MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第三切割塔上部采出120# 溶劑油；所述抽余油第三切割塔底部采出重抽余油經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入另一反應裝 置進行反應，同時塔底采出200#溶劑油；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(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進入高壓分
1 " ο一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述反應裝置的反應產(chǎn)物先經(jīng)過第二個加熱裝 置加熱后，進入第二反應裝置反應(或在第二反應裝置后再接上更多的加熱裝置和對應的 反應裝置)，所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后進入高壓分離裝置。一種優(yōu)選技術方案，其特征在于所述另一反應裝置的反應產(chǎn)物先經(jīng)過第四個加 熱裝置加熱后，進入第四反應裝置反應(或在第四反應裝置后再接上更多的加熱裝置和對 應的反應裝置)，所得反應產(chǎn)物經(jīng)過換熱冷卻后再進入高壓分離裝置。本發(fā)明中所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)和抽余油切割系統(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)明的制備芳烴及其各種溶劑催化重整系統(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)明的制備芳烴及其各種溶劑催化重整系統(tǒng)及方法中，反應后的產(chǎn)物經(jīng) 過抽提和抽余油切割后，生成的各種溶劑油與循環(huán)氫混合后進入另一反應器進一步反應， 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 高辛烷值和各種溶劑油的產(chǎn)品。下面通過附圖和具體實施方式
對本發(fā)明做進一步說明，但并不意味著對本發(fā)明保 護范圍的限制。


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 為觀％ (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 (A，絕壓)；所得反應產(chǎn)物經(jīng)過加熱爐1-2加熱后，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(A)；反應產(chǎn)物經(jīng)換熱及冷凝器3冷 卻后進入高壓分離器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(A)；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，氫氣產(chǎn) 率為3. 64% (重量)；其它的氫氣經(jīng)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(jīng)過高壓分離器4所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔 6進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔6的塔頂溫度為100°C，壓力為0. SMPa(A)，塔底 溫度為220°C，壓力為0. 85MPa(A)，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°C )進入抽提系統(tǒng) 的抽提塔8進行處理，所述抽提塔8的操作溫度為100°C，操作壓力為0. 6MPa(A)，溶劑比 為3. 0，返洗比為0. 5，所用溶劑為環(huán)丁砜；經(jīng)過抽提塔8抽提后，所得抽出油進入第一回收 塔9-1，所述第一回收塔9-1的塔頂溫度為85°C，壓力為0. IMPa(A)，塔底溫度為175°C，壓 力為0. 15MPa(A)；頂部采出苯(i)，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. 274噸/小時；底部采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(A)；所述第二回收塔9_2頂部采出芳烴并通過 管線進入芳烴切割系統(tǒng)中的切割塔11處理；所述切割塔11的塔頂溫度為130°C，壓力為 0. 13MPa(A)，塔底溫度為230°C，壓力為0. 15MPa(A)，回流比(m/m)為0. 50 ；頂部采出混合 芳烴(h)作為汽油調(diào)和產(chǎn)品，所得混合芳烴餾程為75°C _205°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127，20°C密度為859千 克/米3，流量為6. 848噸/小時；底部采出重芳烴(j)可作為化工產(chǎn)品，所得重芳烴餾程為 205 0C _260°C，含硫量痕量(檢測不出)，非芳烴含量為(m)，芳烴含量為99% (m),20°C 密度為871千克/米3，流量為1. 932噸/小時；芳烴產(chǎn)率為71. 2% (重量)；經(jīng)過抽提塔8 抽提后，所得抽余油經(jīng)過頂部進入水洗系統(tǒng)10 ；所述水洗系統(tǒng)10操作壓力為0. 45MPa，操作 溫度為30°C，油水比為0. 1 ；所得水洗產(chǎn)品進入抽余油第一切割塔7-1進行切割；所述抽余 油第一切割塔7-1的塔頂溫度為86°C，壓力為0. 16MPa，塔底溫度為188°C，壓力為0. 2MPa,回流比為20 ；所述抽余油第一切割塔7-1上部采出食品級6#溶劑油(d)餾程為60-75°C， 芳烴含量不到0. 1%，含硫量痕量(檢測不出)，20°C密度為665千克/米3，流量為0. 091 噸/小時；所述抽余油第一切割塔7-1底部通過管線與抽余油第二切割塔7-2相連接；所 述抽余油第二切割塔7-2的塔頂溫度為87°C，壓力為0. 12MPa，塔底溫度為191°C，壓力為 0. 16MPa,回流比為20 ；所述抽余油第二切割塔7_2上部采出工業(yè)級6#溶劑油(e)餾程為 60-90°C，芳烴含量不到1%，含硫量痕量(檢測不出)，20°C密度為668千克/米3，流量為 0. 168噸/小時；所述抽余油第二切割塔7-2底部通過管線與抽余油第三切割塔7-3相連 接；所述抽余油第三切割塔7-3的塔頂溫度為105°C，壓力為0. llMPa，塔底溫度為214°C， 壓力為0. 15MPa,回流比為20 ；所述抽余油第三切割塔7-3上部采出120#溶劑油(f)餾程 為60-120°C，芳烴含量不到3%，20°C密度為710千克/米3，流量為0. 104噸/小時；所 述抽余油第三切割塔7-3底部采出精制油(作為反應器2-3的進料)，一部分作為餾程為 140-200°C的200#溶劑油(g)采出，芳烴含量低于15% (m)，20°C密度為778千克/米3，流量 為0. 069噸/小時，總液收率為75. 89%。其余精制油經(jīng)過加熱后進入反應器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.OMPa㈧；所得反應產(chǎn)物經(jīng)加熱爐1_4 加熱后進入反應器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(A)， 進料體積空速為1. Oh"1 ；所得反應產(chǎn)物與所述反應器2-2的反應產(chǎn)物混合后經(jīng)過換熱及冷 凝器3冷卻后進入高壓分離器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(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苯、混合芳烴、食品級6#溶劑油、工業(yè)級6#溶劑油、120# 溶劑油以及200#溶劑油的流量之和除以原料進料量。芳烴產(chǎn)率等于苯與混合芳烴流量之和乘以芳烴含量再除以原料進料量。氫氣產(chǎn)率等于外排氫量乘以氫氣純度再除以原料進料量。反應器2-1和2-2所用催化劑的物化性質(zhì)如下表所示
權利要求
1.一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法，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，進入反應裝置進行反應；所述反應裝置的入口溫度為 470-530 0C,入口 壓力為 1. 6-1. 9MPa ；出 口 溫度為 410-460 °C，出口 壓力為 1. 5-1. 8MPa ； 所得反應產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后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(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裝置，所述經(jīng)過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前 進入原料管線，或者在加熱爐后進入原料管線；經(jīng)過所述高壓分離器處理后所得重整產(chǎn) 物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)進行處理，所述穩(wěn)定塔系統(tǒng)中的穩(wěn)定塔的塔頂溫度為100-120°C，壓力 為0. 8-1. 05MPa，塔底溫度為220_240°C，壓力為1.5-3. 5MPa,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35-195 的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處 理，所述抽提系統(tǒng)中的抽提塔的操作溫度為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蛩母蚀贾械囊环N或幾種 任意比例的混合；經(jīng)過抽提系統(tǒng)抽提后，所得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. l-0.2MPa(A)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 15-0. 25MPa (A)；頂 部采出苯，底部采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(A)；所述第二回收塔頂部通過管線與芳烴切割系統(tǒng)連接，底部采出物 返回進入抽提系統(tǒng)；所述芳烴切割系統(tǒng)中的切割塔的塔頂溫度為130°C -180°C，塔頂壓力 為0. 13-0. 18MPa，塔底溫度為230_280°C，塔底壓力為0. 15-0. 22MPa,回流比為0. 50-3. 0 ； 頂部采出餾程為75°C _205°C混合芳烴；底部采出餾程為205°C _260°C的重芳烴；經(jīng)過 抽提系統(tǒng)抽提后，所得抽余油經(jīng)過頂部進入水系系統(tǒng)；所述水洗系統(tǒng)操作壓力為0. 45 0. 55MPa，操作溫度為30 50°C，油水比為0. 1 0. 5 ；所得水洗產(chǎn)品進入抽余油第一切割 塔進行切割；所述抽余油第一切割塔的塔頂溫度為86-106°C，壓力為0. 16-0. 24MPa，塔底 溫度為188-208°C，壓力為0. 2-0. 28MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第一切割塔上部采出 食品級6#溶劑油；所述抽余油第一切割塔底部通過管線與抽余油第二切割塔相連接；所述 抽余油第二切割塔的塔頂溫度為87-107°C，壓力為0. 12-0. 2MPa，塔底溫度為191_211°C， 壓力為0. 16-0. 24MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第二切割塔上部采出工業(yè)級6#溶劑 油；所述抽余油第三切割塔的塔頂溫度為105-125°C，壓力為0. 11-0. 19MPa，塔底溫度為 214-234°C，壓力為0. 15-0. 23MPa,回流比為20-60 ；所述抽余油第三切割塔上部采出120# 溶劑油；所述抽余油第三切割塔底部采出重抽余油經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入另一反應裝 置進行反應，同時塔底采出200#溶劑油；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(chǎn)物經(jīng)換熱冷卻后進入高壓分1 " ο
2.根據(jù)權利要求1所述的石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法，其特征在于所 述反應裝置的反應產(chǎn)物先經(jīng)過第二個加熱裝置加熱后，進入第二反應裝置反應，所得反應 產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后再進入高壓分離器。
3.根據(jù)權利要求1所述的石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法，其特征在于所 述另一反應裝置的反應產(chǎn)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(chǎn)物經(jīng) 換熱冷卻后進入高壓分離器。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種石腦油制備芳烴和溶劑油的催化重整方法，其步驟如下石腦油原料經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入反應裝置；所得反應產(chǎn)物經(jīng)過冷卻后進入高壓分離器；所得重整產(chǎn)物進入穩(wěn)定塔系統(tǒng)；塔底所得餾程為35-195℃的重整生成油進入抽提系統(tǒng)進行處理；所得抽出油進入第一回收塔處理；底部采出物進入第二回收塔；底部采出物返回進入抽提系統(tǒng)；所得抽余油經(jīng)過頂部進入水洗系統(tǒng)；所得產(chǎn)物依次第一切割塔、第二切割塔和第三切割塔進行切割；底部采出重抽余油經(jīng)過加熱裝置加熱后，進入另一反應裝置進行反應；所得反應產(chǎn)物進入高壓分離器。本發(fā)明的優(yōu)點是處理能力、液體收率、芳烴產(chǎn)率、各種溶劑油、氫氣產(chǎn)量大大提高。
文檔編號C10G61/10GK102102034SQ200910243460
公開日2011年6月22日 申請日期2009年12月22日 優(yōu)先權日2009年12月22日
發(fā)明者丁冉峰 申請人:北京金偉暉工程技術有限公司