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1、10申请公布号CN102002392A43申请公布日20110406CN102002392ACN102002392A21申请号200910088794022申请日20090716C10G61/1020060171申请人北京金伟晖工程技术有限公司地址100083北京市海淀区学清路38号金码大厦B座1805室72发明人丁冉峰54发明名称一种带有蒸发脱水系统的重整系统及其方法57摘要本发明公开了一种带有蒸发脱水系统的重整系统及方法，该系统包括加热装置，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与抽余油切割系统及回收系统连接，所。
2、述抽提系统再与第一和第二回收塔相连，所述抽余油切割系统底部与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统底部再与第三和/或第四反应装置连接。本发明的带有蒸发脱水系统的重整系统及其方法的优点是处理能力、液体收率、芳烃产率、氢气产量大大提高。51INTCL19中华人民共和国国家知识产权局12发明专利申请权利要求书2页说明书8页附图3页CN102002402A1/2页21一种带有蒸发脱水系统的重整系统，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与抽余油切割系统及回收系统连接，所述抽提系统再与第一和第二回收塔相连，所述抽余油。
3、切割系统底部与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统底部再与第三和/或第四反应装置连接。2一种带有蒸发脱水系统的重整系统，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；所述高压分离器通过管线与稳定系统相连接，并通过管线以及压缩装置与原料供应系统相连接；所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统顶部通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽提系统底部通过管线与第一回收塔相连接；所述第一回收塔上部通过管线采出苯，下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，下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。
4、抽余油，所述抽余油切割系统底部通过管线与蒸发脱水系统相连；所述蒸发脱水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水系统底部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所述的带有蒸发脱水系统的重整系统，其特征在于所述反应装置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。4根据权利要求3所述的带有蒸发脱水系统的重整系统，其特征在于所述另一反应装置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。5根据权利要求2所述的带有蒸发脱水系统的重整系统，其特征在于所述反应装置为上下两个反应器串联，其间通过加热装置相连接。6。
5、根据权利要求5所述的带有蒸发脱水系统的重整系统，其特征在于所述另一反应装置为上下两个反应器串联，其间通过加热装置相连接。7一种带有蒸发脱水系统的重整方法，其步骤如下馏程为80185的石脑油原料经过加热装置加热后，进入反应装置进行反应；所述反应装置的入口温度为470530，入口压力为1016MPA，进料体积空速为3050H1；所得反应产物经过换热冷却后进入高压分离器进行高压分离，所述高压分离器的操作温度为3545，操作压力为1214MPA；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，一部分经过压缩装置返回至反应装置和另一反应装置，所述返回的氢气或者在加热炉前进入管线，或者在加热炉后进入管线；所得重整产物。
6、进入稳定塔系统进行处理，所述稳定塔系统的塔顶温度为100120，压力为08105MPA，塔底温度为220240，压力为085110MPA，回流比为090115；塔顶采出干气、液化气和少量水；塔底所得馏程为35196的重整生成油进入抽提系统进行处理，所述抽提系统的操作温度为100150，操作压力为0610MPA，溶剂比为3080，返洗比为0510，所用溶剂为环丁砜、N甲酰基吗啉或四甘醇中的一种或几种的任意比例的混合；经过抽提系统抽提后，所得抽出油进入第一回收塔，所述第一回收塔的塔顶温度为8590，压力为0102MPAA，塔底温度为175，压力为015025MPAA；顶部采出苯，底部采出物进入第二。
7、回收塔，所述第二回收塔的塔顶温度为110155，压力为002005MPA，塔底温度为175，压力为003006MPA；顶部采出混合芳烃作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，底部采出物返回进入抽提系统；所述抽提系统的抽余油经过顶部进入抽余油切割权利要求书CN102002392ACN102002402A2/2页3系统进行切割；所述抽余油切割系统的顶部温度为7595，压力为0102MPA，底部温度为175213，压力为013025MPA，回流比为2060；所述抽余油切割系统顶部采出轻质抽余油，底部采出重质抽余油进入蒸发脱水系统脱水；所述蒸发脱水系统的顶部温度为110130，压力为0608MPA，底部温。
8、度为210240，压力为062083MPA；所述蒸发脱水系统顶部采出水，底部采出精制油，所得精制油经过加热装置加热后，进入另一反应装置进行反应；所述另一反应装置的入口温度为470530，入口压力为1016MPA，进料体积空速为1020H1；所得反应产物经换热冷却后进入高压分离器。8根据权利要求7所述的带有蒸发脱水系统的重整方法，其特征在于所述反应装置的反应产物先经过第二个加热装置加热后，进入第二反应装置反应，所得反应产物经过换热冷却后再进入高压分离器。9根据权利要求8所述的带有蒸发脱水系统的重整方法，其特征在于所述另一反应装置的反应产物再先过第四加热装置进入第四反应装置反应，所得反应产物经换热。
9、冷却后进入高压分离器。权利要求书CN102002392ACN102002402A1/8页4一种带有蒸发脱水系统的重整系统及其方法技术领域0001本发明涉及一种催化重整系统及其方法，特别涉及一种带有蒸发脱水系统的催化重整系统及其方法。背景技术0002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。0003催化重。
10、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。0004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。0005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。
11、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。0006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带有蒸发脱水系统的重整系统及其方法就成为该技术领域急需解决的难题。发明内容0007本发明的目的之一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带有蒸发脱水系统的重整系统。0008为实现上述目的，本发明采取以下技术方案0009一种带有蒸发脱水系统的重整系统，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。
12、统以及抽提系统与抽余油切割系统及回收系统连接，所述抽提系统再与第一和第二回收塔相连，所述抽余油切割系统底部与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统底部再与第三和/或第四反应装置和/或更多反应装置连接。0010一种带有蒸发脱水系统的重整系统，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；所述高压分离器通过管线与稳定系统相连接，并通过管线以及压缩装置与原料供应系统相连接；所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统顶部通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽提系说明书CN102002392ACN102002402A2/8页5统底部通过管线与第一回收塔相。
13、连接；所述第一回收塔上部通过管线采出苯，下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，下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底部通过管线与蒸发脱水系统相连；所述蒸发脱水系统上部通过管线采出水，所述蒸发脱水系统底部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。0011一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置通过第二个加热装置与第二反应装置相连接第二反应装置后可通过加热装置再与更多的反应装置相连。0012一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置通过第四个加热装置与第四。
14、反应装置相连接第四反应装置后可通过加热装置再与更多的反应装置相连。0013一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置为上下串联的两个或两个以上反应器，其间通过加热装置相连接。0014一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置为上下串联的两个或两个以上反应器，其间通过加热装置相连接。0015本发明的另一目的是提供提高处理能力，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带有蒸发脱水系统的重整方法。0016一种带有蒸发脱水系统的重整方法，其步骤如下馏程为80185的石脑油原料经过加热装置加热后，进入反应装置进行反应；所述反应装置的入口温度为470530，入口压力为1016MPA，进。
15、料体积空速为3050H1；所得反应产物经过换热冷却后进入高压分离器进行高压分离，所述高压分离器的操作温度为3545，操作压力为1214MPA；经过高压分离后，所得氢气一部分外送，一部分经过压缩装置返回至反应装置和另一反应装置，所述返回的氢气或者在加热炉前进入管线，或者在加热炉后进入管线；所得重整产物进入稳定塔系统进行处理，所述稳定塔系统的塔顶温度为100120，压力为08105MPA，塔底温度为220240，压力为085110MPA，回流比为090115；塔顶采出干气、液化气和少量水；塔底所得馏程为35196的重整生成油进入抽提系统进行处理，所述抽提系统的操作温度为100150，操作压力为06。
16、10MPA，溶剂比为3080，返洗比为0510，所用溶剂为环丁砜、N甲酰基吗啉或四甘醇中的一种或几种的任意比例的混合；经过抽提系统抽提后，所得抽出油进入第一回收塔，所述第一回收塔的塔顶温度为8590，压力为0102MPAA，塔底温度为175，压力为015025MPAA；顶部采出苯，底部采出物进入第二回收塔，所述第二回收塔的塔顶温度为110155，压力为002005MPA，塔底温度为175，压力为003006MPA；顶部采出混合芳烃作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，底部采出物返回进入抽提系统；所述抽提系统的抽余油经过顶部进入抽余油切割系统进行切割；所述抽余油切割系统的顶部温度为7595，压力为。
17、0102MPA，底部温度为175213，压力为013025MPA，回流比为2060；所述抽余油切割系统顶部采出轻质抽余油，底部采出重质抽余油进入蒸发脱水系统脱水；所述蒸发脱水系统的顶部温度为110130，压力为0608MPA，底部温度为210240，压力为062083MPA；所述蒸发脱水系统顶部采出水，底部采出精制油，所得精制油经过加热装置加热后，进入另一反应装置进行反应；所述另一反应装置的入口温度为470530，入口压力为1016MPA，进料体积空速为1020H1；所得反应产物经换热冷却后进入高压分离说明书CN102002392ACN102002402A3/8页6器。0017一种优选技术方案。
18、，其特征在于所述反应装置的反应产物先经过第二个加热装置加热后，进入第二反应装置反应或在第二反应装置后再接上更多的加热装置和对应的反应装置，所得反应产物经过换热冷却后再进入高压分离器。0018一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置的反应产物先经过第四个加热装置加热后，进入第四反应装置反应或在第四反应装置后再接上更多的加热装置和对应的反应装置，所得反应产物经过换热冷却后再进入高压分离器。0019本发明中所述抽提系统为专利号为2003101035419和2003101035404中公开的抽提系统，包括溶剂回收、水洗系统、返洗系统等。0020本发明中所述稳定塔系统和蒸发脱水系统为常规的系统，包括。
19、塔、空气冷却器、水冷却器、回流罐、回流泵以及塔底泵等。0021本发明中所述加热炉和冷凝装置为常规的装置。0022本发明中所述反应器中的所用催化剂为常规的重整催化剂。0023有益效果0024本发明的带有蒸发脱水系统的重整系统及其方法的优点是与现有的催化重整工艺相比，本发明的带有蒸发脱水系统的重整系统及方法中，反应后的产物经过抽提、抽余油切割和蒸发脱水后，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，使得本发明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。0025下面通过附图和具体实施方式对本发明做进一步说明，但并不意味着对本发明保护范围的限制。附图说明。
20、0026图1为本发明实施例1的流程示意图。0027图2为本发明实施例2的流程示意图。0028图3为本发明实施例3的流程示意图。具体实施方式0029实施例10030如图1所示，为本发明实施例1的流程示意图。将馏程为80185，含硫量为05PPM，含氮量05PPM，金属含量为5PPB，含水量5PPM，烷烃含量为70M，环烷烃含量为28M，芳烃含量为2M，辛烷值RON为42，20密度为732千克/米3，流量为125吨/小时的石蜡基精制石脑油原料A先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应，进料体积空速为30H1；所述反应器21的入口温度为530，入口压力为10MPAA，绝压；所得反应。
21、产物经过加热炉12加热后，进入反应器22进行反应，所述反应器22的入口温度为530，入口压力为10MPAA；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35，操作压力为12MPAA；经过高压分离后，所得氢气一部分外送B，其流量为0613吨/小时，氢气产率为364重量；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热炉13，其中返回说明书CN102002392ACN102002402A4/8页7至加热炉11前的氢油体积比为8001，进入加热炉13前的氢油体积比为12001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。
22、定塔系统6的塔顶温度为100，压力为08MPAA，塔底温度为220，压力为085MPAA，回流比M/M为090；塔顶采出干气、液化气和少量水C，其流量为2401吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35196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06MPAA，溶剂比为30，返洗比为05，所用溶剂为环丁砜；经过抽提系统8后，所得抽出油进入第一回收塔91，所述第一回收塔91的塔顶温度为85，压力为01MPAA，塔底温度为175，压力为015MPAA；顶部采出苯F，所得苯的纯度为9999，冰点为545，20密度为879千克/米3，流量为0274吨/小时；底部采出物进入第二回。
23、收塔92，所述第二回收塔92的塔顶温度为110，压力为002MPAA，塔底温度为175，压力为003MPAA；顶部采出混合芳烃E，所得混合芳烃或者作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，其馏程为80196，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为20M，芳烃含量为980M，辛烷值RON为129，20密度为861千克/米3，流量为9211吨/小时，芳烃产率为7440重量，总液体收率为7588；底部采出物返回进入抽提系统8；经过抽提系统8抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割，所述抽余油切割系统7的顶部温度为75，压力为01MPAA，底部温度为176，压力为013MPAA，回流比M/M为20；。
24、顶部采出轻质抽余油D，所述轻质抽余油的馏程为3575，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为999M，芳烃含量为01M，辛烷值RON为69，20密度为564千克/米3，流量为0534吨/小时，或者作为汽油调和产品，或者作为乙烯裂解原料；总液体收率为7721；所述抽余油切割系统7底部采出重质抽余油，流量为4292吨/小时；所得重质抽余油进入蒸发脱水系统10进行脱水，所述蒸发脱水系统10顶部温度为110，压力为06MPAA，底部温度为210，压力为062MPAA；所述蒸发脱水系统10顶部采出少量水G，其流量为0001吨/小时；所述蒸发脱水系统10底部采出精制油作为反应器23的进料，所得精制油的馏程为35。
25、186，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为988M，芳烃含量为12M，辛烷值RON为63，20密度为738千克/米3，流量为4291吨/小时；所得精制油经过加热器13加热后进入反应器23进行反应，所述反应器23的入口温度为530，入口压力为10MPAA；所得反应产物经加热炉14加热后进入反应器24反应，所述反应器24的入口温度为530，入口压力为10MPAA，进料体积空速为10H1；所得反应产物与所述反应器22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。0031其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器21反应器22115；反应器23反应器2412。0032本发明所用重整催化剂是一种。
26、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三氧化二铝。催化剂上PT含量为010100重，RE含量为010300重，CL含量为050300重，该催化剂具有高活性、高选择性和低积炭的特点。0033本发明中总液体收率等于混合芳烃和苯的流量之和除以原料进料量。0034芳烃产率等于混合芳烃流量乘以芳烃含量再加上苯的流量的和除以原料进料量。说明书CN102002392ACN102002402A5/8页80035氢气产率等于外排氢量乘以氢气纯度再除以原料进料量。0036反应器21和22所用催。
27、化剂的物化性质如下表所示0037比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM1921830520750250250038反应器23和24所用催化剂的物化性质如下表所示0039比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM1961870540740260450040本发明所用测定方法为下同00411、馏程GB/T65361997石油产品蒸馏测定法；00422、硫含量SH/T06892000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；00433、硫醇硫GB/T17921988馏分燃料油中硫醇硫测定法电位滴定法；00444、烷烃SH/T02399。
28、2薄层填充柱色谱法；00455、芳烃GB/T111322002液体石油产品烃类测定法荧光指示剂吸附法；00466、辛烷值GB/T5487汽油辛烷值测定法研究法；00477、密度GB/T18842000原油和液体石油产品密度实验室测定法密度计法；00488、环烷烃SH/T023992薄层填充柱色谱法；00499、油中金属ASTMD57082005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；005010、氮含量SH/T07042001化学发光法测氮舟进样。0051实施例20052如图2所示，为本发明实施例2的流程示意图。将馏程为80185，含硫量为054PP。
29、M，含氮量05PPM，金属含量为5PPB，含水量5PPM，烷烃含量为60M，环烷烃含量为34M，芳烃含量为6M，辛烷值RON为50，20密度为738千克/米3，流量为125吨/小时的中间基精制石脑油原料A先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应；进料体积空速为40H1；所述反应器21的入口温度均为500，入口压力均为13MPAA；其中所述反应器21为上下串联的两个反应器组成，两个反应器之间设有加热炉12，经过反应器21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13MPAA；经过高压分离后，所得氢气B一部分外送。
30、，其流量为0439吨/小时，氢气产率为317重量；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热器13后，其中返回至加热炉11后的氢油体积比为8001，进入加热炉13后的氢油体积比为12001在进入反应装置前先进行换热；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，所述稳定塔系统说明书CN102002392ACN102002402A6/8页96的塔顶温度为102，压力为095MPAA，塔底温度为2275，压力为100MPAA，回流比M/M为099；塔顶采出干气、液化气和少量水C，其流量为1198吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35194进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为。
31、120，操作压力为08MPAA，溶剂比为5，返洗比为07，所用溶剂为N甲酰基吗啉；经过抽提系统8抽提后，所得抽出油进入第一回收塔91，所述第一回收塔的塔顶温度为87，压力为015MPAA，塔底温度为175，压力为02MPAA；顶部采出苯F，所得苯的纯度为9999，冰点为545，20密度为879千克/米3，流量为0454吨/小时；底部采出物进入第二回收塔92，所述第二回收塔的操作温度为130，操作压力为0035MPAA；顶部采出混合芳烃E，所得混合芳烃作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，其馏程为80194，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为19M，芳烃含量为981M，辛烷值RON为131，20密度。
32、为862千克/米3，流量为10123吨/小时，芳烃产率为8308重量，总液体收率为8462重量；底部采出物返回进入抽提系统8；经过抽提系统8抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割，所述抽余油切割系统7的顶部温度为87，压力为015MPAA，底部温度为194，压力为018MPAA，回流比M/M为40；顶部采出轻质抽余油D，所述轻质抽余油的馏程为3575，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为998M，芳烃含量为02M，辛烷值RON为70，20密度为571千克/米3，流量为1418吨/小时，或者作为汽油调和产品，或者作为乙烯裂解原料；总液体收率为8691；所述抽余油切割系统7底部采出重质。
33、抽余油，流量为4492吨/小时；所得重质抽余油进入蒸发脱水系统10进行脱水，所述蒸发脱水系统10顶部温度为120，压力为07MPAA，底部温度为225，压力为075MPAA；顶部采出少量水G，其流量为0001吨/小时；底部采出精制油作为反应器22的进料，所得精制油的馏程为35184，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为987M，芳烃含量为13M，辛烷值RON为63，20密度为740千克/米3，流量为4291吨/小时；所得精制油经过加热炉13加热后进入反应器22进行反应，所述反应器22的入口温度均为500，入口压力均为13MPAA，进料体积空速为15H1；所述反应器22由反应器22上和反应器22下两。
34、个反应器串联组成，之间设有加热炉14；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。0053其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器21上反应器21下12；反应器22上反应器22下125。0054反应器21所用催化剂的物化性质如下表所示0055比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM1921830520750250250056反应器22所用催化剂的物化性质如下表所示0057说明书CN102002392ACN102002402A7/8页10比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM1961870540740260450058实施例3005。
35、9如图3所示，为本发明实施例3的流程示意图。将馏程为80185，含硫量为045PPM，含氮量05PPM，金属含量为5PPB，含水量5PPM，烷烃含量为47M，环烷烃含量为42M，芳烃含量为11M，辛烷值RON为61，20密度为742千克/米3，流量为125吨/小时的环烷基精制石脑油A先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应；进料体积空速为50H1；所述反应器21的入口温度为470，入口压力为16MPAA；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14MPAA；经过高压分离后，所得氢气一部分外送B，其流量为036。
36、6吨/小时，纯氢流量为0336吨/小时，氢气产率为269重量；其它的氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热炉12，其中返回至加热炉11前的氢油体积比为8001，进入加热炉12前的氢油体积比为12001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，压力为105MPAA，塔底温度为240，压力为110MPAA，回流比M/M为115；塔顶采出干气、液化气和少量水C，其流量为0670吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35192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10MPAA，溶剂比为80，返洗比为10。
37、，所用溶剂为四甘醇；经过抽提系统8抽提后，所得抽出油进入第一回收塔91，所述第一回收塔的塔顶温度为90，压力为02MPAA，塔底温度为175，压力为025MPAA；顶部采出苯F，所得苯的纯度为9999，冰点为545，20密度为879千克/米3，流量为0335吨/小时；底部采出物进入第二回收塔92，所述第二回收塔92的塔顶温度为155，压力为005MPAA，塔底温度为175，压力为006MPAA；顶部采出混合芳烃E，所得混合芳烃可作为汽油调和产品或直接作为芳烃产品，其馏程为80192，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为18M，芳烃含量为982M，辛烷值RON为134，20密度为865千克/米3，流。
38、量为10298吨/小时，芳烃产率为8352重量，总液体收率为8506重量；底部采出物返回进入抽提系统8；经过抽提系统8抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割系统7进行切割，所述抽余油切割系统7的顶部温度为95，压力为02MPAA，底部温度为213，压力为025MPAA，回流比M/M为60；顶部采出轻质抽余油D，所述轻质抽余油的馏程为3575，含硫量痕量检测不出，非芳烃含量为997M，芳烃含量为03M，辛烷值RON为71，20密度为575千克/米3，流量为2153吨/小时，其或者作为汽油调和产品，或者作为乙烯裂解原料；总液体收率为9171；所述抽余油切割系统7底部采出重质抽余油，流量为3959。
39、吨/小时；所得重质抽余油进入蒸发脱水系统10进行脱水，所述蒸发脱水系统10顶部温度为130，压力为08MPAA，底部温度为240，压力为083MPAA；顶部采出少量水G，其流量为0001吨/小时；底部采出脱水后精制油作为反应器22的进料，所得精制油的馏程为35182，含硫量痕量检测不出，非芳烃含说明书CN102002392ACN102002402A8/8页11量为15M，芳烃含量为985M，辛烷值RON为64，在20密度为745千克/米3，流量为4291吨/小时；所得精制油经过加热炉12加热后进入反应器22进行反应，所述反应器22的入口温度为470，入口压力为16MPAA，进料体积空速为20H。
40、1；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。0060其中各个反应器装入催化剂量的比例为反应器21反应器2212。0061反应器21所用催化剂的物化性质如下表所示0062比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM1921830520750250250063反应器22所用催化剂的物化性质如下表所示0064比表面积M2/G强度N/CM孔容ML/G堆比重G/MLPTMREM196187054074026045说明书CN102002392ACN102002402A1/3页12图1说明书附图CN102002392ACN102002402A2/3页13图2说明书附图CN102002392ACN102002402A3/3页14图3说明书附图CN102002392A。