專利名稱：一種石腦油多產芳烴和溶劑油的重整方法
技術領域：
本發明涉及一種催化重整方法，特別涉及一種石腦油多產芳烴和溶劑油的重整方 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。半再生式重整由于裝置投資小，操作靈活，操作費用低，適于不同的生產規模等特 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 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，并且提高液體收率、芳烴產量、辛烷值以及氫氣 產量的石腦油多產芳烴及其各種溶劑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，并且提高液體收率、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及各種溶劑重整系統。為實現上述目的，本發明采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；其特征在 于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裝置、穩定塔系統、 抽提系統與水洗系統及回收系統連接、所述水洗系統與抽余油系統連接，所述抽余油切割 系統再與第三和/或第四反應裝置連接。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；其特征在 于所述反應裝置底部通過管線與高壓分離器相連接；所述高壓分離器一方面通過管線與 穩定塔系統相連接，另一方面通過管線以及壓縮裝置與反應裝置及另一反應裝置相連接； 所述穩定塔系統下部通過管線與抽提系統相連接；所述抽提系統底部通過管線與第一回收塔相連接，所述第一回收塔上部采出苯，底部通過管線與第二回收塔相連接；所述的第二回 收塔上部采出混合芳烴，底部通過管線與所述抽提系統相連接；所述抽提系統頂部通過管 線與水洗系統連接；所述水洗系統通過管線與抽余油第一切割塔相連接；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上部采出工業級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上部采出120#溶劑油；所 述抽余油第三切割塔下部通過管線和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。。一種優選技術方案，其特征在于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，其特征在于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，并且提高液體收率、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及其溶劑油的重整方法。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 ；所得反應產物經過冷 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 ；經過高壓分離后，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，所述經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；經過所述高壓分離器處理后所得重整產物進入穩定塔系統進行處 理，所述穩定塔系統中的穩定塔的塔頂溫度為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進行處理，所述抽提系統中的抽提塔 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；經過抽提 系統抽提后，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)； 頂部采出混合芳烴作為汽油調和產品或直接作為芳烴產品，底部采出物返回進入抽提系 統；經過抽提系統，所得抽余油經過頂部進入水系系統；所述水洗系統操作壓力為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 ；所得反應產物經換熱冷卻后進入高壓分
1 " ο一種優選技術方案，其特征在于所述反應裝置的反應產物再經過第二個加熱裝 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)，所得反應產物經過換熱冷卻后進入高壓分離裝置。一種優選技術方案，其特征在于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)，所得反應產物經過換熱冷卻后再進入高壓分離器。本發明中所述穩定塔系統和抽余油切割系統為常規的系統，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及其各種溶劑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及其各種溶劑重整系統及方法中，反應后的產 物經過抽提和抽余油切割后，生成的各種溶劑油與循環氫混合后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 提供高辛烷值和各種溶劑油的產品。下面通過附圖和具體實施方式
對本發明做進一步說明，但并不意味著對本發明保 護范圍的限制。
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)先經過換熱，再經過加熱爐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)；所得反應產物經過加熱爐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)；反應產物經換熱及冷凝器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 率為3. 64% (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中的穩定塔 6進行處理，所述穩定塔系統中的穩定塔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(A)，溶劑比為3.0，返 洗比為0.5，所用溶劑為環丁砜；經過抽提系統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)；頂部采出混合芳烴(h)，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)，辛烷值(RON)為129，20°C密度為861千克/米3，流 量為8. 780噸/小時，芳烴產率為71. 03% (重量)；經過抽提系統8抽提后，所得抽余油經 過頂部進入水洗系統10 ；所述水洗系統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)， 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；所得反應產物經加熱爐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
6應產物與所述反應器2-2的反應產物混合后經過換熱及冷凝器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。本發明中總液體收率等于苯、混合芳烴、食品級6#溶劑油、工業級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如下表所示
權利要求
1.一種石腦油多產芳烴的重整方法，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. 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 過高壓分離后，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，所述經過壓縮裝置返回的氫氣或者在加熱爐前進入原料管線，或者可在加熱爐后進入 管線；經過所述高壓分離器處理所得重整產物進入穩定塔系統進行處理，所述穩定塔系統 中的穩定塔的塔頂溫度為100-120°C，壓力為0. 8-1.05MPa，塔底溫度為220_240°C，壓力 為0. 85-1. IOMPa,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 35-196°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100-150°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；經過抽提系統抽提后，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)；頂部采出混合芳烴作為汽 油調和產品或直接作為芳烴產品，底部采出物返回進入抽提系統；經過抽提系統抽提后， 所得抽余油進入水洗系統；所述水洗系統中的水洗塔的操作溫度為30-50°C，操作壓力為 0. 45-0. 55MPa，油水比為0. 1_0. 5 ；經過水洗系統后，所得產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；底 部采出重抽余油經過加熱裝置加熱后，進入另一反應裝置進行反應，同時底部采出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. Oh"1 ；所得反應產物經換熱冷卻后進入高壓分離器。
2.根據權利要求1所述的石腦油多產芳烴的重整方法，其特征在于所述反應裝置的 反應產物先經過第二個加熱裝置加熱后，進入第二反應裝置反應，所得反應產物經過冷卻 后再進入高壓分離器。
3.根據權利要求1所述的石腦油多產芳烴的重整方法，其特征在于所述另一反應裝 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后進 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和溶劑油的重整方法，其步驟如下石腦油原料加熱后，進入反應裝置；產物冷卻后進行高壓分離；所得重整產物進入穩定塔處理；塔底所得的重整生成油進入抽提系統；所得抽出油進入第一回收塔；底部采出物進入第二回收塔；底部采出物返回抽提系統；抽提后，所得抽余油進入水洗系統；水洗后，產品進入第一切割塔；所述抽余油第一切割塔上部采出食品級溶劑油；底部與第二切割塔相連接；上部采出120#溶劑油；同時底部采出200#溶劑油。本發明的采出芳烴及其溶劑油的重整方法的優點是處理能力、液體收率、芳烴產率、各種溶劑油、氫氣產量大大提高。
文檔編號C07C15/04GK102102038SQ20091024346
公開日2011年6月22日 申請日期2009年12月22日 優先權日2009年12月22日
發明者丁冉峰 申請人:北京金偉暉工程技術有限公司