專利名稱：一種制備芳烴的重整系統的制作方法
技術領域：
本實用新型涉及一種催化重整系統，特別涉及一種制備芳烴的重整系統。
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的催化重整系統就成為該技術領域急需解決的難題。
發明內容本實用新型的目的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多產芳烴催化重整系統。為實現上述目的，本實用新型采取以下技術方案方案之一一種制備芳烴的重整系統，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、穩定塔系統和抽提 系統相連接，所述抽提系統分別與水洗系統和回收系統相連接，所述回收系統與芳烴切割 塔系統連接，所述水洗系統與抽余油切割系統相連接，所述抽余油切割系統再與第三和/ 或第四反應裝置連接。方案之二一種制備芳烴的重整系統，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 通過管線與芳烴切割系統相連接，底部通過管線與抽提系統相連接；所述芳烴切割系統上 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切割系統相連接；所述抽余油切割系統上部采出 輕質溶劑油；所述抽余油切割系統底部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝置相連接，同 時通過管線采出柴油煤油；所述另一反應裝置(第三和/或第四反應裝置)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通過第二個加熱裝置與第二反應 裝置相連接，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，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兩個反應器串聯，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。本實用新型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。本實用新型中所述加熱爐和冷凝裝置為常規的裝置。本實用新型中所述反應器中的所用催化劑為常規的重整催化劑。有益效果本實用新型的制備芳烴的重整系統的優點是與現有的催化重整工藝相比，本實用新型的多產芳烴催化重整系統中，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，使得本實用新型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，同時提供高辛烷值的產品。下面通過附圖和具體實施方式
對本實用新型做進一步說明，但并不意味著對本實 用新型保護范圍的限制。
圖1為本實用新型實施例1的流程示意圖。圖2為本實用新型實施例2的流程示意圖。圖3為本實用新型實施例3的流程示意圖。
具體實施方式
實施例1如圖1所示，為本實用新型實施例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l.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(e)，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)；所述第二回收塔頂部采出芳烴并通過管線 進入芳烴切割系統11處理；所述芳烴切割系統11中的切割塔的塔頂溫度為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(f)作為汽油調和產品，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. (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(g)可作為化工產品，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切割塔系統7進行切割；所述抽 余油切割系統7中的抽余油切割塔的塔頂溫度為75°C，塔頂壓力為0. IMPa(A)，塔底溫度 為175°C，塔底壓力為0. 13MPa(A)，回流比(m/m)為20 ；頂部采出輕質抽余油(d)，所述輕 質抽余油的餾程為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0. 19噸/小時，其既 可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統7底部采出精制油(重 質抽余油)(作為反應器2-2的進料)，同時通過管線直接采出柴油產品(h)，所得精制油的 餾程為35-184°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739千克/米3，流量為3. 859噸/小時；所述抽余油 切割系統7底部同時通過管線直接采出精制油作煤油產品或煤油調和組分(h)，所得柴油 煤油產品或煤油調和組分的流量為0. 24噸/小時；總液體收率為78. 59% ；所得精制油經 過加熱爐1-3加熱后進入反應器2-2進行反應，所述反應器2-2的入口溫度均為500°C，入 口壓力均為1. 3MPa(A)，進料體積空速為1. 51Γ1 ；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，之間設有加熱爐1-4 ；其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-2上反應器2-2下=1 2.5 ；所得反應產物經過換熱及冷凝器3冷卻后進入 高壓分離器4。本實用新型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。本實用新型中總液體收率等于苯、混合芳烴、重芳烴、輕質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 反應器2-3和2-4所用催化劑的物化性質如下表所示 本實用新型所用測定方法為(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 (紫外熒光法)；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(熒光指示劑吸附法)；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，為本實用新型實施例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4. Oh"1,所述反應器2-1為反應器2-1上和反 應器2-1下兩個反應器串聯組成，兩個反應器之間設有加熱爐1-2 ；所述反應器2-1的入 口溫度均為500°C，入口壓力均為1. 3MPa(A)；經過反應器2_1反應后所得產物經換熱及 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40°C， 操作壓力為1.3MPa(A)；經過高壓分離后，所得氫氣一部分外送(b)，其流量為0.474噸/ 小時，氫氣產率為3.42% (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后，其中返回至加熱爐1-1后的氫油體積比為800 1，進入加熱爐1-3后的氫油體 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102°C， 壓力為0.95MPa (A)，塔底溫度為227.5°C，壓力為1. OMPa (A)，回流比(m/m)為0. 99 ；塔頂 采出干氣、液化氣和少量水(c)，其流量為1. 448噸/小時；塔底所得重整生成油(餾程為 35-194°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120°C，操作壓力為 0. SMPa(A)，溶劑比為5，返洗比為0. 7，所用溶劑為N-甲酰基嗎啉；經過抽提系統8抽提后， 所得抽出油進入第一回收塔9-1，所述第一回收塔的塔頂溫度為87°C，壓力為0. 15MPa(A), 塔底溫度為175°C，壓力為0.2MPa(A)；頂部采出苯(e)，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. 454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130°C，操作壓力為0.035MPa(A)；所述第二回收塔 頂部采出芳烴并通過管線進入芳烴切割系統11處理；所述芳烴切割系統11中的切割塔 的塔頂溫度為150°C，塔底壓力為0. 15MPa(A)，塔底溫度為251°C，塔壓力為0. 18MPa(A)， 回流比(m/m)為1.5;頂部采出混合芳烴(f)作為汽油調和產品，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2% (m)，芳烴含量為98.0% (m)，辛烷 值(RON)為129，20°C密度為860千克/米3，流量為8. 203噸/小時；底部采出重芳烴(g) 可作為化工產品，所得重芳烴餾程為205°C -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875千克/米3，流量為1.448噸/小時；芳烴 產率為79. 4% (重量)；底部采出物返回進入抽提系統8;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進行處理；所述水洗系統10操作壓力為0. 5MPa，操作溫度 為40°C，油水比為0. 3 ；經過水洗系統10后，所得抽余油進入抽余油切割系統7進行切割， 所述抽余油切割系統7中的抽余油切割塔的塔頂溫度為87°C，塔頂壓力為0. 15MPa(A)，塔 底溫度為194°C，塔底壓力為0. ISMPa(A)，回流比(m/m)為40 ；頂部采出輕質抽余油(d)，所 述輕質抽余油的餾程為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0.26噸/小時， 其既可作為汽油調和產品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統7底部采出精制油 (重質抽余油)(作為反應器2-2的進料)，所得精制油的餾程為35-184 ，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739千克/米3，流量為3. 859噸/小時；所述抽余油切割系統7底部同時通過管線直接 采出精制油作煤油產品或煤油調和組分(h)，所得煤油產品或煤油調和組分的流量為0. 21 噸/小時；總液體收率為84. 62%;所得精制油經過加熱爐1-3加熱后進入反應器2-2進行反應，所述反應器2-2的入口溫度均為500°C，入口壓力均為1.3MPa(A)，進料體積空速為 1. 51Γ1 ；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，之間設有加 熱爐1-4;其中各個反應器裝入催化劑量的比例為反應器2-2上反應器2-2下=1 2.5； 所得反應產物經過換熱及冷凝器3冷卻后進入高壓分離器4。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2-1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 實施例3如圖3所示，為本實用新型實施例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/小時的環烷基精制石腦油(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(A)；所得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45°C，操作壓力為1.4MPa(A)；經過高壓分離后，所得氫氣一 部分外送(b)，其流量為0. 419噸/小時，純氫流量為0. 382噸/小時，氫氣產率為3. 06% (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(A)，塔底溫度為240°C，壓力為1. IOMPa(A)，回 流比(m/m)為1. 15 ；塔頂采出干氣、液化氣和少量水(c)，其流量為1. 565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(A)，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抽提后，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(A)，塔底溫度為175°C，壓力為0. 25MPa(A)；頂部采出苯(e)，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. 335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155°C，操作壓力為0.05MPa(A)； 所述第二回收塔頂部采出芳烴并通過管線進入芳烴切割系統11處理；所述芳烴切割系統 11中的切割塔的塔頂溫度為180°C，塔頂壓力為0. 18MPa(A)，塔底溫度為280°C，塔底壓力為0.22MPa(A)，回流比(m/m)為3. O ；頂部采出混合芳烴(f)作為汽油調和產品，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2% (m)，芳烴含量為 98.0% (m)，辛烷值(RON)為130，20°C密度為862千克/米3，流量為9. 210噸/小時；底 部采出重芳烴(g)可作為化工產品，所得重芳烴餾程為205°C -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876千克/米3，流量為0.693 噸/小時；芳烴產率為80. 4% (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進行處理；所述水洗系統10操作壓力為0. 55MPa，操作溫度為50°C，油水比為 0. 5 ；經過水洗系統10水洗后，所得產品進入抽余油切割系統7進行切割，所述抽余油切割 系統7中的切割塔的塔頂溫度為95°C，塔頂壓力為0. 2MPa(A)，塔底溫度為213°C，塔底壓 力為0. 25MPa(A)，回流比(m/m)為60 ；頂部采出輕質抽余油(d)，所述輕質抽余油的餾程為 35-751，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0. 15噸/小時，其既可作為汽油調和產 品又可作為乙烯裂解原料；所述抽余油切割系統7底部采出精制油(重質抽余油)(作為反 應器2-2的進料)，所得精制油的餾程為35-184 ，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739千克/米3，流量為 4. 492噸/小時；所述抽余油切割系統7底部同時通過管線直接采出精制油作煤油產品或 煤油調和組分(g)，所得煤油產品或煤油調和組分的流量為0. 12噸/小時；總液體收率為 84. 13% ；所述精制油經過加熱爐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470°C，入口壓力為1. 6MPa (A)，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冷卻后進入高壓分離器4。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
權利要求一種制備芳烴的重整系統，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、穩定塔系統和抽提系統相連接，所述抽提系統分別與水洗系統和回收系統相連接，所述回收系統與芳烴切割塔系統連接，所述水洗系統與抽余油切割系統相連接，所述抽余油切割系統再與第三和/或第四反應裝置連接。
2.一種制備芳烴的重整系統，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通 過管線與芳烴切割系統相連接，底部通過管線與抽提系統相連接；所述芳烴切割系統上部 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切割系統相連接；所述抽余油切割系統上部采出輕 質溶劑油；所述抽余油切割系統底部通過管線以及加熱裝置與另一反應裝置相連接，同時 通過管線采出柴油煤油；所述另一反應裝置(第三和/或第四反應裝置)的另一端通過管 線與所述高壓分離器相連接。
3.根據權利要求2所述的制備芳烴的重整系統，其特征在于所述反應裝置通過第二 個加熱裝置與第二反應裝置相連接，然后再與所述高壓分離器相連接。
4.根據權利要求3所述的制備芳烴的重整系統，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，然后再與所述高壓分離器相連接。
5.根據權利要求3或4所述的制備芳烴的重整系統，其特征在于所述反應裝置為上 下兩個反應器串聯，其間通過加熱裝置相連接。
6.根據權利要求5所述的制備芳烴的重整系統，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。
專利摘要本實用新型公開了一種制備芳烴的重整系統，該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、穩定塔系統和抽提系統相連接，所述抽提系統分別與水洗系統和回收系統相連接，所述回收系統與芳烴切割塔系統連接，所述水洗系統與抽余油切割系統相連接，所述抽余油切割系統再與第三和/或第四反應裝置連接。本實用新型的采出芳烴及其溶劑油的催化重整系統的優點是處理能力、液體收率、芳烴產率、氫氣產量大大提高。
文檔編號C10G61/10GK201587930SQ20092027837
公開日2010年9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