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1、10申请公布号CN102002393A43申请公布日20110406CN102002393ACN102002393A21申请号200910089239X22申请日20090709C10G61/10200601C07C15/0420060171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发明名称一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统及其方法57摘要本发明公开了一种石脑油多产芳烃重整系统及其方法，该系统包括加热装置和反应装置；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。
2、相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。本发明的石脑油多产芳烃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。由于采用了回收塔进行溶剂回收，使得混合芳烃中的苯被分离出来，不但增加了产品种类，而且降低了混合芳烃中的苯含量，进而使得调和汽油中的苯含量得到进一步的减少。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10页附图4页CN102002403A1/2页21一。
3、种石脑油多产芳烃重整系统，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相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。2一种石脑油多产芳烃重整系统，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；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系统相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置以及另一反应装置相连接；。
4、所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统一方面通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽提系统另一方面通过管线与第一回收塔相连接，第一回收塔上部通过管线采出苯，底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，底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侧线通过管线与侧线切割塔相连接，所述侧线切割塔底部通过管线与蒸发脱水装置相连接，所述抽余油切割系统下部通过管线采出煤油；所述蒸发脱水装置下部通过管线以及加热装置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所述的石。
5、脑油多产芳烃重整系统，其特征在于所述反应装置先通过第二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所述的石脑油多产芳烃重整系统，其特征在于所述另一反应装置先通过第四加热装置与第四反应装置相连接，然后与所述高压分离器相连接。5根据权利要求2所述的石脑油多产芳烃重整系统，其特征在于所述反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。6根据权利要求5所述的石脑油多产芳烃重整系统，其特征在于所述另一反应装置为上下串联的两个反应器，其间通过加热装置相连接。7一种石脑油多产芳烃重整方法，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；。
6、所述反应装置的入口温度为470530，入口压力为1016MPA，空速为3050H1；所得反应产物经过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原料管线和另一反应装置；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，塔顶压力为08105MPA，塔底温度为220240，塔底压力为085110MPA，回流比为090115；塔顶采出水、干气及液化气；塔底所得馏程为35220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0610。
7、MPA，溶剂比为38，返洗比为0510，抽提溶剂为环丁砜，N甲酰基吗啉或四甘醇；经过抽提后，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0102MPA，塔底温度为175，压力为0102MPA；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002005MPA；顶部采出混合芳烃，部分或全部作为调和组分，底部采出物回流进入抽提系统；经抽提后，抽余油进入抽余油切割塔进行切割，所述抽余油切割塔的顶部温度为7595，压力为0102MPA，权利要求书CN102002393ACN102002403A2/2页3。
8、底部温度为175213，压力为013023MPA，回流比为2060；底部采出煤油，顶部采出轻质抽余油；所述抽余油切割塔设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100140，压力为011021MPA，采出精制油，进入侧线切割塔，所述侧线切割塔的条件为塔顶温度为8099，压力为0102MPA，塔底温度为180218，压力为013023MPA；顶部采出物回流入抽余油切割塔，底部采出重抽余油进入蒸发脱水系统，所述蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔的塔顶温度为110130，压力为0608MPA，塔底温度为210240，压力为062083MPA，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔的顶部采出痕量的水，底。
9、部采出重抽余油；所得重抽余油从蒸发脱水塔塔底采出，经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反应产物经过冷却后进入高压分离器。8根据权利要求7所述的石脑油多产芳烃重整方法，其特征在于所述反应装置的反应产物再经过第二个加热装置加热后，进入第二反应装置反应，所得反应产物经过冷却后再进入高压分离器。9根据权利要求8所述的石脑油多产芳烃重整方法，其特征在于所述另一反应装置的反应产物再经过第四加热装置加热后，进入第四反应装置反应，所得反应产物经过冷却后再进入高压分离器。权利要求书CN102002393ACN102002403A1/10页4一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统及其方法技术领域000。
10、1本发明涉及一种催化重整系统及其方法，特别涉及一种石脑油多产高辛烷值汽油及多产芳烃的重整系统及其方法。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。
11、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。
12、能力，并且提高液体收率、芳烃产量、辛烷值以及氢气产量的石脑油多产芳烃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石脑油多产芳烃重整系统。0008为实现上述目的，本发明采取以下技术方案0009一种石脑油多产芳烃重整系统，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相连接，所述抽提系统一方面与回收系统连接，所述抽提系统另一方面与抽余油切割系统相连接，所述抽余油切割系统通过侧线切割系统与蒸发脱。
13、水系统连接，所述蒸发脱水系统再与第三和/或第四反应装置连接，然后再与所述高压分离器相连接。0010一种石脑油多产芳烃重整系统，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；所述高压分离器一方面通过管线与稳定系统相连接，另一方面通过管线以及压缩装置与反应装置以及另一反应装置相连接；说明书CN102002393ACN102002403A2/10页5所述稳定系统下部通过管线与抽提系统相连接；所述抽提系统一方面通过管线与抽余油切割系统相连接；所述抽提系统另一方面通过管线与第一回收塔相连接，第一回收塔上部通过管线采出苯，底部通过管线与第二回收塔相连接；所述的第二。
14、回收塔上部通过管线采出混合芳烃，底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侧线通过管线与侧线切割塔相连接，所述侧线切割塔底部通过管线与蒸发脱水装置相连接，所述抽余油切割系统下部通过管线采出煤油；所述蒸发脱水装置下部通过管线以及加热装置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先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。0012一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置先通过第四个加热装置与第四反应装置相连接，然后再与所。
15、述高压分离器相连接。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石脑油多产芳烃重整方法。0016本发明的上述发明目的是通过以下技术方案达到的0017一种石脑油多产芳烃重整方法，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，空速为3050H1；所得。
16、反应产物经过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原料管线和另一反应装置；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，塔顶压力为08105MPA，塔底温度为220240，塔底压力为085110MPA，回流比为090115；塔顶采出水、干气及液化气；塔底所得馏程为35220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38，返洗比为0510，抽提溶剂为环丁砜，N甲酰基吗啉或四甘醇；经过抽提。
17、后，抽出油进入第回收塔，所述第一回收塔的塔顶温度为8590，压力为0102MPA，塔底温度为175，压力为0102MPA；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002005MPA；顶部采出混合芳烃，部分或全部作为调和组分，底部采出物回流进入抽提系统；经抽提后，抽余油进入抽余油切割塔进行切割，所述抽余油切割塔的顶部温度为7595，压力为0102MPA，底部温度为175213，压力为013023MPA，回流比为2060；底部采出煤油，顶部采出轻质抽余油；所述抽余油切割塔设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100。
18、140，压力为011021MPA，采出精制油，进入侧线切割塔，所述侧线切割塔的条件为塔顶温度为8099，压力为0102MPA，塔底温度为180218，压力为013023MPA；顶部采出物回流入抽余油切割塔，底部采出重抽余油进入蒸发脱水系统，所述蒸发脱水系统中的蒸说明书CN102002393ACN102002403A3/10页6发脱水塔的塔顶温度为110130，压力为0608MPA，塔底温度为210240，压力为062083MPA，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水系统中的蒸发脱水塔的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；所得重抽余油从蒸发脱水塔塔底采出，经过加热后进入另一反应装置进行反应，所得反。
19、应产物经过冷却后进入高压分离装置。0018一种优选技术方案，其特征在于所述反应装置的反应产物再经过第二个加热装置加热后，进入第二反应装置反应，所得反应产物经过冷却后进入高压分离装置。0019一种优选技术方案，其特征在于所述另一反应装置的反应产物再经过第四个加热装置加热后，进入第四反应装置反应，所得反应产物经过冷却后进入高压分离装置。0020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，包括溶剂回收及水洗系统。0021本发明中所述稳定塔系统和抽余油切割系统为常规的系统，包括塔、空气冷却器、水冷却器、回流罐、回流泵以及塔底泵等。0022本发明。
20、中所述加热炉和冷凝装置为常规的装置。0023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。0024有益效果0025本发明的石脑油多产芳烃重整系统及其方法的优点是与现有的催化重整工艺相比，本发明的石脑油多产芳烃重整系统及方法中，在较低的压力下，反应后的产物经过抽提和抽余油切割后，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，而且由于采用了回收塔进行溶剂回收，使得混合芳烃中的苯被分离出来，不但增加了产品种类，而且降低了混合芳烃中的苯含量，进而使得调和汽油中的苯含量得到进一步的减少。0026下面。
21、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0027图1为本发明实施例1的流程示意图。0028图2为本发明实施例2的流程示意图。0029图3为本发明实施例3的流程示意图。0030图4为本发明实施例4的流程示意图。具体实施方式0031实施例10032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/小时的原料精制石脑油先经过换热，再经过加热炉11加热后。
22、，进入反应器21进行反应，空速空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积为30H1；所述反应器21的入口温度为470，入口压力为10MPA绝压；所得反应产物经过加热炉12加热后，进说明书CN102002393ACN102002403A4/10页7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10MPA绝压；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12MPA绝压；经过高压分离后，所得氢气的其中一部分外送，流量为0372吨/小时，产氢率为298，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热炉13，其中返回至加热炉11前的氢油体。
23、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，所述稳定塔系统6的塔顶温度为100，塔顶压力为08MPA绝压，塔底温度为220，塔底压力为085MPA绝压，回流比M/M为090；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0685吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35191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06MPA绝压，溶剂比为3，返洗比为05，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，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85，压力为01MPA绝压，塔底温度为175，所述第。
24、一回收塔底部直接采出0366吨/小时的产品苯，冰点可达54，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔92，所述第二回收塔的塔顶温度为110，压力为002MPA绝压，塔底温度为175，所述第二回收塔顶部直接采出6684吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80193，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为20M，芳烃含量为980M，辛烷值RON为129，20密度为861千克/米3，芳烃产率为564重量，该混合芳烃是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔71进行切割分离，所述抽余油切割塔71的顶部温度为75，压力。
25、为01MPA绝压，底部温度为175，压力为013MPA绝压，回流比M/M为20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为145191，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为971M，芳烃含量为29M，20密度为768千克/米3，十六烷值为43，流量为1212吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；经过抽提后，顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为3580，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为999M，芳烃含量为01M，辛烷值RON为72，20密度为589千克/米3，流量为2875吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为9154；所述抽余油切割塔71设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100，压力为011MPA绝。
26、压，采出精制油作为侧线切割塔进料；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔72进行切割分离，所述切割塔72的顶部温度为80，压力为011MPA绝压，底部温度为180，压力为013MPA绝压；所述侧线切割塔72顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔71；所述侧线切割塔72底部采出重抽余油流量为5068吨/小时作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为110，压力为06MPA绝压，底部温度为210，压力为062MPA绝压，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油流量为5068吨/小时经过加热炉13加热后进入反应器23进行反。
27、应，所述反应器23的入口温度为470，入口压力为10MPA绝压，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470，入口压力为16MPA绝压；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。0033其中反应器21反应器22反应器23反应器24115235。说明书CN102002393ACN102002403A5/10页80034本发明所用重整催化剂是一种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。
28、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。0035本发明中总液体收率等于苯、混合芳烃、煤油以及轻质抽余油的流量之和除以原料进料量。0036芳烃产率等于混合芳烃流量乘以芳烃含量以及苯流量之和再除以原料进料量。0037氢气产率等于外排氢量乘以氢气纯度再除以原料进料量。0038反应器21和22所用催化剂的物化性质如下表所示00390040反应器23和24所用催化剂的物化性质如下表所示00410042本发明所用测定方法为下同00431、馏程GB/T65361997石油产品蒸馏测定法；00442、硫含量SH/T0689。
29、2000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；00453、硫醇硫GB/T17921988馏分燃料油中硫醇硫测定法电位滴定法；00464、烷烃SH/T023992薄层填充柱色谱法；00475、芳烃GB/T111322002液体石油产品烃类测定法荧光指示剂吸附法；00486、辛烷值GB/T5487汽油辛烷值测定法研究法；00497、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；00508、环烷烃SH/T023992薄层填充柱色谱法；00519、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。
30、方法；005210、氮含量SH/T07042001化学发光法测氮舟进样。0053实施例20054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054PPM，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/小时的原料精制石脑油先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应；空速空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积为40H1；所述反应器21由反应器21上和反应器21下两个反应器串联组成，两个反应器通过加热炉12相说明书CN1020023。
31、93ACN102002403A6/10页9连接；所述反应器21上和反应器21下的入口温度均为490，入口压力均为13MPA绝压；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13MPA绝压；经过高压分离后，所得氢气其中一部分外送，流量为0394吨/小时，产氢率为315，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热炉13，其中返回至加热炉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，所述稳定塔系统6的塔顶温度为110，。
32、塔顶压力为095MPA绝压，塔底温度为230，塔底压力为10MPA绝压，回流比M/M为099；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为1061吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35205进入抽提系统8进行处理，所述抽提系统8的操作温度为120，操作压力为08MPA绝压，溶剂比为5，返洗比为075，所用溶剂为N甲酰基吗啉；经过抽提后，所得抽出油进入第回收塔91，所述第一回收塔的顶部温度为87，压力为015MPA绝压，底部温度为175，压力为015MPA绝压，所述第一回收塔底部直接采出041吨/小时的产品苯，冰点可达54，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔92，所述第二回收塔的顶部温度为130。
33、，压力为0035MPA绝压，底部温度为175，压力为0035MPA绝压，所述第二回收塔顶部直接采出7604吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80207，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为19M，芳烃含量为981M，辛烷值RON为131，20密度为863千克/米3，芳烃产率为6411重量，经切割后是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔71进行切割分离，所述抽余油切割塔71的顶部温度为92，压力为015MPA绝压，底部温度为194，压力为018MPA绝压，回流比M/M为30；底部采出煤油，所得煤油的馏程为1。
34、55205，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为987M，芳烃含量为13M，十六烷值为44，20密度为795千克/米3，流量为1231吨/小时，可以作为优质的汽油调和组分；经过抽提后，顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为3585，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为999M，芳烃含量为01M，辛烷值RON为71，20密度为609千克/米3，流量为18吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为8832重量；所述抽余油切割塔71设有侧线采出口，该侧线采出口温度为120，压力为016MPA绝压，采出精制油侧线切割塔进料；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔72进行切割分离，所述切割塔72的顶部温度为。
35、92，压力为015MPA绝压，底部温度为200，压力为018MPA绝压；所述侧线切割塔72顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔71；所述侧线切割塔72底部采出重抽余油流量为3877吨/小时作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为120，压力为07MPA绝压，底部温度为225，压力为0725MPA绝压，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油流量为3877吨/小时经过加热炉13加热后，进入反应器22进行反应，所述反应器22由反应器22上和反应器22下两个反应器串联组成，之间通过加热炉14相连接；所述反应器22上和反。
36、应器22下的入口温度均为480，入口压力均为13MPA绝压；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。说明书CN102002393ACN102002403A7/10页100055其中反应器21上反应器21下反应器22上反应器22下115235。0056反应器21所用催化剂的物化性质如下表所示00570058反应器22所用催化剂的物化性质如下表所示00590060实施例30061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。
37、61，20密度为742千克/米3，流量为125吨/小时的精制石脑油先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应；空速空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积为50H1，其中反应器21反应器2212；所述反应器21的入口温度为530，入口压力为16MPA绝压；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14MPA绝压；经过高压分离后，所得氢气其中一部分外送，流量为0523吨/小时，产氢率为418，其它氢气经过压缩机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。
38、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，塔顶压力为105MPA绝压，塔底温度为240，塔底压力为110MPA绝压，回流比M/M为115；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为033吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35220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10MPA绝压，溶剂比为8，返洗比为10，所用溶剂为四甘醇；经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔91，所述第一回收塔的顶部温度为90，压力为02MPA绝压，底部温度为175，压力为02MPA绝压，所述第一回收塔底部直接采出1。
39、007吨/小时的产品苯，冰点可达54，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔92，所述第二回收塔的顶部温度为155，压力为005MPA绝压，底部温度为175，压力为005MPA绝压，所述第二回收塔顶部直接采出7751吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80223，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为018M，芳烃含量为982M，辛烷值RON为134，20密度为865千克/米3，芳烃产率为7006重量，经过切割后是优质的汽油调和组分；所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通过回流进入抽提系统8上部；所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔71进行切割分离，所述抽余油切割塔71的顶部温度为95，压力为02。
40、MPA绝压，底部温度为213，压力为023MPA绝压，回流比M/M为60；底部采出煤油，所得煤油说明书CN102002393ACN102002403A8/10页11的馏程为165220，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为985M，芳烃含量为15M，20密度为783千克/米3，十六烷值为42，流量为079吨/小时，经切割后可以作为优质的汽油调和组分；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为3590，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为9988M，芳烃含量为012M，辛烷值RON为68，20密度为621千克/米3，流量为1039吨/小时，是优质的汽油调和组分；总的液体收率为8470重量；所述抽余油切割塔7。
41、1设有侧线采出口，该侧线采出口温度为140，压力为021MPA绝压，采出精制油作为三反进料，所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔72进行切割分离，所述侧线切割塔72的顶部温度为99，压力为02MPA绝压，底部温度为218，压力为023MPA绝压；所述侧线切割塔72顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔71；所述侧线切割塔72底部采出重抽余油流量为2572吨/小时作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为130，压力为08MPA绝压，底部温度为240，压力为083MPA绝压，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油2。
42、572吨/小时经过加热炉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16MPA绝压；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。0062其中反应器21反应器2212。0063反应器21所用催化剂的物化性质如下表所示00640065反应器22所用催化剂的物化性质如下表所示00660067实施例40068如图4所示，为本发明实施例4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。
43、/小时的原料精制石脑油先经过换热，再经过加热炉11加热后，进入反应器21进行反应，空速空速等于原料精制石脑油除以催化剂的总体积为30H1；所述反应器21的入口温度为470，入口压力为10MPA绝压；所得反应产物经过加热炉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470，入口压力为10MPA绝压；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12MPA绝压；经过高压分离后，所得氢气的其中一部分外送，流量为0372吨/小时，产氢率为298，其它氢气经过压缩机5返回至加热炉11和加热炉13，其中返回至加热炉11前的氢油体积比为80。
44、01，进入加热炉13前的氢油体积比为说明书CN102002393ACN102002403A9/10页1212001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100，塔顶压力为08MPA绝压，塔底温度为220，塔底压力为085MPA绝压，回流比M/M为090；塔顶采出水、干气及液化气，其流量为0685吨/小时；塔底所得重整生成油馏程为35191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06MPA绝压，溶剂比为3，返洗比为05，所用溶剂为环丁砜；经过抽提后，经过抽提后，所得抽出油进入第一回收塔91，所述第一。
45、回收塔的塔顶温度为85，压力为01MPA绝压，塔底温度为175，所述第一回收塔底部直接采出0366吨/小时的产品苯，冰点可达54，所述第一回收塔底部采出的混合物进入第二回收塔92，所述第二回收塔的塔顶温度为110，压力为002MPA绝压，塔底温度为175，所述第二回收塔顶部直接采出6684吨/小时的混合芳烃，所得混合芳烃的馏程为80193，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为20M，芳烃含量为980M，辛烷值RON为129，20密度为861千克/米3，芳烃产率为564重量，该混合芳烃可以作为调和组分与抽余油切割塔71塔顶采出的煤油组分进行调和，进而得到调和汽油产品，所述第二回收塔底部采出的抽提溶剂通。
46、过回流进入抽提系统8上部；经过抽提后，所得抽余油经过顶部进入抽余油切割塔71进行切割分离，所述抽余油切割塔71的顶部温度为75，压力为01MPA绝压，底部温度为175，压力为013MPA绝压，回流比M/M为20；底部采出煤油，所得煤油的馏程为145191，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为971M，芳烃含量为29M，十六烷值为41，20密度为768千克/米3，流量为1212吨/小时，该煤油组分可以作为调和组分与回收塔92塔底采出的混合芳烃进行调和，进而得到调和汽油产品；顶部采出轻质抽余油，所得轻质抽余油的馏程为3580，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为999M，芳烃含量为01M，辛烷值RON为72，。
47、20密度为589千克/米3，流量为2875吨/小时，调和进入汽油总产品中；总的液体收率为9154；所述抽余油切割塔71设有侧线采出口，该侧线采出口温度为100，压力为011MPA绝压，采出精制油作为侧线切割塔进料；所得精制油料经过上部侧线进入侧线切割塔72进行切割分离，所述切割塔72的顶部温度为80，压力为01MPA绝压，底部温度为180，压力为013MPA绝压；所述侧线切割塔72顶部采出轻抽余油，并通过回流进入抽余油切割塔71；所述侧线切割塔72底部采出重抽余油流量为5068吨/小时作为原料进入蒸发脱水塔10，所述蒸发脱水塔10的顶部温度为110，压力为06MPA绝压，底部温度为210，压力。
48、为062MPA绝压，蒸发脱水塔采用全回流；所述蒸发脱水塔10的顶部采出痕量的水，底部采出重抽余油；经过脱水的重抽余油流量为5068吨/小时经过加热炉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470，入口压力为10MPA绝压，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470，入口压力为16MPA绝压；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；由所述混合芳烃组分和所述煤油组分调和所得的调和汽油产品的馏程为35193，含硫量痕量检测不出，烷烃含量为4615M，芳烃含量为5385M，辛烷值RON为103，2。
49、0密度为757千克/米3，流量为10771吨/小时。0069其中反应器21反应器22反应器23反应器24115235。0070本发明所用重整催化剂是一种PT、RE重整催化剂，其载体为采用铝溶胶热油老化说明书CN102002393ACN102002403A10/10页13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。0071本发明中总液体收率等于苯、混合芳烃、煤油以及轻质抽余油的流量之和除以原料进料量。0072芳烃产率等于混合芳烃流量乘以芳烃含量以及苯流量之和再除以原料进料量。0073氢气产。