より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム及び改質方法

专利摘要:
本発明は、加熱装置と反応装置を有する、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質（リフォーミング）システム及び改質方法に関する。このシステム及び方法では、反応装置(2-1,2-2)は高圧分離器(4)に接続され、高圧分離器は安定塔システム(6)に接続され、安定塔システムの底部はパイプを介して抽出システム(8)に接続され、抽出システムはパイプを介して留出油分留システム(7)に接続され、留出油分留システムの中部はパイプ及び加熱装置(1-3)を介してもう1つの反応装置(2-3,2-4)に接続され、留出油分留システムの底部はパイプを通してケロシンを導出する。前述のもう1つの反応装置の他端はパイプを介して前記高圧分離器(4)に接続されている。本発明の改質システム及び方法の長所は、処理能力、液収率、芳香族炭化水素収率、水素産出量が大いに改善される点にある。
公开号:JP2011511868A
申请号:JP2010546203
申请日:2009-06-03
公开日:2011-04-14
发明作者:丁冉峰
申请人:北京金▲偉▼▲暉▼工程技▲術▼有限公司；
IPC主号:C10G61-04

专利说明:

[0001] 本発明は、1種の接触組換え（接触改質、接触リフォーミング）システム及びその方法、とりわけ、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム及び改質方法に関する。]
背景技術

[0002] 自動車産業の高速発展、及び石油化学産業の芳香族炭化水素に対するニーズの増加、特に国家の環境保全への要求がますます厳しくなるに伴い、接触組換え（接触改質）ガソリンは、その高オクタン価、低オレフィン及び微量硫黄を以って新標準ガソリンの理想的な成分の１つとなっている。また接触組換え副産物の大量の水素は、油製品品質の向上、水素化産業の発展のために大量の安価な水素を提供している。従って、接触組換え（接触改質）は高オクタン価ガソリン及び芳香族炭化水素を製造するための重要な製油技術として、製油、化学産業においてますます重要な役割を果たしている。]
[0003] 接触組換え（接触改質）装置は現在では、触媒再生方式によると、主として半再生式組換えと連続組換えという２種類に分けることが出来る。この２種類の接触組換え装置はそれぞれ異なった特徴があるため、製油会社はその原料加工上の必要に応じて選択している。]
[0004] 半再生式組換えは、その装置の投資が少なく操作が便利で操作コストが低くいろいろな生産規模に適用出来る等の特徴があるため、やはり重要な地位を占めている。]
[0005] プラチナ／レニウム触媒が誕生してから、半再生式組換え触媒の研究と応用は十分な発展を遂げかなり高いレベルに達している。半再生組換え装置のほとんどは処理能力改善の問題が存在している。能力改善のための改造は当然問題解決のルートだが、負荷があまり増加しない装置に対しては、触媒の活性を改善することにより、材料供給空間速度を向上させ、装置の処理量を増加するのは最も有利な方法になる。また、組換え原料源は多様化しており、芳香族炭化水素の潜在含有量の低いナフサ及びコークガソリン等の二次加工油が組換え原料での比例（比率）が大きくなり、組換え原料の劣質化がますます明らかになってきた。原料の劣質化は、触媒の活性に対する要求をさらに高めている。]
[0006] 従って、処理能力、液収率、芳香族炭化水素の産出量、オクタン価及び水素の産出量を改善出来る、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム及びその方法は、この技術分野において至急解決すべき問題となっている。]
先行技術

[0007] （特になし）]
発明が解決しようとする課題

[0008] 本発明の目的の１つは、処理能力、液収率、芳香族炭化水素産出量及び水素収率を改善出来ると同時に高オクタン価製品を製造出来る、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システムを開発することである。]
課題を解決するための手段

[0009] 上記の目的を達成するために、本発明で採用する技術案は下記のとおり：
芳香族炭化水素の改質システムは、加熱装置及びその加熱装置に接続される反応装置を有している。反応装置は二つの部分に分かれている。第１および／または第２反応装置は、高圧分離器、安定塔システム及び抽出システムを通して留出油分留システムに接続され、この留出油分留システムはさらに、第３および／または第４反応装置に接続される、ということを特徴とする、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システムである。]
[0010] 前述の反応装置の底部はパイプを通して高圧分離器に接続され、前述の高圧分離器はパイプを通して安定システムに接続され、またパイプ及び圧縮装置（コンプレッサー）を通して原料供給システム（例えば原料供給パイプ）に接続され、前述の安定システムの底部はパイプを通して抽出システムに接続され、前述の抽出システムはパイプを通して留出油分留システムに接続される一方、パイプを通して混合芳香族炭化水素を導出し、前述の留出油分留システムの上部はパイプを通して軽質留出油を導出し、前述の留出油分留システムの中部はパイプ及び加熱装置を通してもう1つの反応装置(第３反応装置)に接続され、前述の留出油分留装置の底部はパイプを通してケロシンを導出し、前述のもう1つの反応装置のもう1端（他端）はパイプを通して冷却装置及び前述の高圧分離器に接続される、ことを特徴とする技術案。]
[0011] 前述の反応装置は２番目の加熱装置を通して第２反応装置に接続される、ことを特徴とする技術案。]
[0012] 前述のもう１つの反応装置は上下直列接続の２つの反応器である、ことを特徴とする技術案。]
[0013] 前述のもう1つの反応装置は４番目の加熱装置を通して第４反応装置に接続される、ことを特徴とする技術案。]
[0014] 前述の反応装置は上下直列接続の２つの反応器である、ことを特徴とする技術案。]
[0015] 本発明のもう1つの目的は、処理能力、液収率、芳香族炭化水素産出量及び水素収率を改善すると同時に高オクタン価製品を製造出来る、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質方法を開発することである。]
[0016] 蒸留範囲80−185℃のナフサ原料は、加熱装置による加熱後、反応装置に入って反応し、前述の反応装置の入口の温度は470−530℃、入口の圧力は1.6−1.9MPa、出口の温度は410−460℃、出口の圧力は1.5−1.8MPa。得られる反応産物は冷却後、高圧分離器に入って高圧分離され、前述の高圧分離器の操作温度は35−45℃、操作圧力は1.2−1.4MPa、高圧分離後、得られる水素の一部は外部に送出され、もう一部は圧縮装置を経て原料パイプ及びもう1つの反応装置に戻される。得られる組換え産物（改質産物）は安定塔システムに入って処理され、前述の安定塔システムの頂部の温度は100−120℃、圧力は0.8−1.05MPa、塔の底部の温度は220−240℃、圧力は0.85−1.10MPa、回流比は0.90−1.15、塔の頂部ではドライガス、液化ガス及び少量の水が導出される。塔の底部で得られる蒸留範囲71−195℃の組換え生成油（改質生成油）は抽出システムに入って処理され、前述の抽出システムの操作温度は80−110℃、操作圧力は0.6−0.8MPa、溶剤比は2.5−3.5、返却洗浄比は0.4−0.6。抽出後、混合芳香族炭化水素は導出され、他の成分は頂部を経て留出油分留システムに入って分留され、前述の分留システムの頂部の温度は58−86℃、圧力は0.1−0.3MPa、底部の温度は155−195℃、圧力は0.15−0.34MPa、回流比は20−60、底部ではケロシンを導出し、頂部では軽質留出油を導出し、抜出し線の導出口の温度は100−140℃、圧力は0.12−0.25MPa、精製油を導出し、加熱後、もう1つの反応装置に入って反応する。得られる反応産物は冷却後、高圧分離装置に入る、ということをステップ（工程）とする、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質方法である。]
[0017] 前述の反応装置の反応産物はさらに２番目の加熱装置によって加熱後、第２反応装置に入って反応し、得られる反応産物は冷却後、高圧分離器に入ることを特徴とする技術案。]
[0018] 本発明における前述の抽出システムは、特許番号200310103541.9と200310103540.4に開示され溶剤回収及び水洗いシステムを有する抽出システムである。]
[0019] 本発明における前述の安定塔システム及び留出油分留システムは、塔、空気冷却器、水冷却器、回流缶、回流ポンプ及び塔の底部のポンプ等を有する通常のシステムである。]
[0020] 本発明における前述の加熱炉及び冷凝装置（コンデンサー）は通常の装置である。]
[0021] 本発明における前述の反応器に使用する触媒は通常の組換え触媒（リフォーミング触媒、改質触媒）である。]
発明の効果

[0022] 本発明におけるより多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム及び改質方法の長所は、既存の接触改質技術に比べ、反応後の産物は抽出及び留出油分留後、生成する精製油が循環水素と混合後、もう1つの反応器に入ってさらに反応するため、本発明のシステムの処理能力が高く液収率、芳香族炭化水素産出量及び水素収率が大いに高くなるとともに高オクタン価製品を製造出来る、ということにある。]
[0023] 次に、添付の図面及び具体的な実施方式（実施例）を以って本発明について更に説明するが、本発明の保護範囲に対する制限を意味するものではない。]
図面の簡単な説明

[0024] 図１は本発明実施例１のフロー図である。
図２は本発明実施例２のフロー図である。
図３は本発明実施例３のフロー図である。] 図１ 図２ 図３
[0025] 以下、発明を実施するための実施例１〜３について説明する。]
[0026] 図1は本発明実施例１のフロー図である。蒸留範囲80−185℃、硫黄含有量0.5ppm、窒素含有量0.5ppm、金属含有量5ppb、水含有量5ppm、アルカン含有量55%(m)、シクロアルカン含有量35%(m)、芳香族炭化水素含有量10%(m)、オクタン価(RON)65、20℃密度741ｋｇ/ｍ3、流量12.5トン／時間の原料精製ナフサを、まず熱交換を行い、そして加熱炉1−1で加熱後、反応器2−1に入れて反応させ、空間速度(空間速度＝原料精製ナフサ÷触媒の全容積)3.0 h-1、そのうち各反応器に入れる触媒量の比例（比率）は反応器2−1：反応器2−2：反応器2−3：反応器2−4＝1：1.5：2：3.5である。前述の反応器2−1の入口の温度は470℃、入口の圧力は1.6MPa(絶対圧)、出口の温度は410℃、出口の圧力は1.5MPa(絶対圧)、得られる反応産物は加熱炉1−2で加熱後、反応器2−2に入って反応。前述の反応器2−2の入口の温度は470℃、入口の圧力は1.6MPa(絶対圧)、出口の温度は410℃、出口の圧力は1.5MPa(絶対圧)、コンデンサー３による熱交換及び冷却後、高圧分離器４に入って高圧分離され、前述の高圧分離器４の操作温度は35℃、操作圧力は1.2MPa(絶対圧)。高圧分離後、得られる水素の一部は外部に送出され、その流量は0.84トン／時間、純水素流量は0.40トン／時間、水素収率は3.2%(重量)。他の水素はコンプレッサー５を経て原料（供給）パイプと加熱炉1−3に戻り、そのうち加熱炉1−1に戻るまでの水素油体積比は800：1、加熱炉1−3に入るまでの水素油体積比は1200：1(加熱炉に入る前にまず熱交換を行う)、高圧分離器４を経て得られる組換え産物（改質産物）は安定塔システム６に入って処理され、前述の安定塔システム６の頂部の温度は100℃、圧力は0.8MPa(絶対圧)、塔の底部の温度は220℃、圧力は0.85MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は0.90、塔の頂部でドライガス、液化ガス及び少量の水を導出、その流量は0.31トン／時間、塔の底部で得られる組換え生成油(蒸留範囲71−192℃)は抽出システム８に入って処理され、前述の抽出システム８の操作温度は80℃、操作圧力は0.6MPa(絶対圧)、溶剤比は2.5、返却洗浄比は0.4、使用する溶剤はスルホラン。抽出後、混合芳香族炭化水素が導出され、得られる混合芳香族炭化水素の蒸留範囲は102−192℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は0.16%(m)、シクロアルカン含有量は1.84%(m)、芳香族炭化水素含有量は98%(m)、オクタン価(RON)は118、20℃密度は851ｋｇ/ｍ3、流量は9.7トン／時間、芳香族炭化水素収率は76.05%(重量)、得られる留出油は頂部を経て留出油分留システム７に入って分留分離され、前述の分留システム７の頂部の温度は58℃、圧力は0.1MPa(絶対圧)、底部の温度は155℃、圧力は0.15MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は20、底部でケロシンが導出され、得られるケロシンの蒸留範囲は147−185℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は96%(m)、シクロアルカン含有量は1.84%(m)、芳香族炭化水素含有量は2.16%(m)、オクタン価(RON)は44、20℃密度は796ｋｇ/ｍ3、流量は1.25トン／時間。頂部で軽質留出油が導出され、得られる軽質留出油の蒸留範囲は71−80℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は75.88%(m)、シクロアルカン含有量は24%(m)、芳香族炭化水素含有量は0.12%(m)、オクタン価(RON)は77、20℃密度は685ｋｇ/ｍ3、流量は0.4トン／時間、合計液収率は90.8%、抜出し線導出口の温度は100℃、圧力は0.12MPa(絶対圧)、精製油が導出され(三反材料供給)、得られる精製油の蒸留範囲は80−147℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は92%(m)、シクロアルカン含有量は6.72%(m)、芳香族炭化水素含有量は1.28%(m)、オクタン価(RON)は55、20℃密度は721ｋｇ/ｍ3、流量は9トン／時間。加熱後、反応器2−3に入って反応、前述の反応器2−3の入口の温度は470℃、入口の圧力は1.6MPa(絶対圧)、出口の温度は410℃、出口の圧力は1.5MPa(絶対圧)。得られる反応産物は加熱炉1−4で加熱後、反応器2−4に入って反応、前述の反応器2−4の入口の温度は470℃、入口の圧力は1.6MPa(絶対圧)、出口の温度は410℃、出口の圧力は1.5MPa(絶対圧)、得られる反応産物は前述の反応器2−2の反応産物と混合後、コンデンサー３で熱交換及び冷却後、高圧分離器４に入る。]
[0027] 本発明に使用する組換え触媒（リフォーミング触媒、改質触媒）は1種のＰｔ、Ｒｅ組換え触媒であり、そのキャリアはアルミナゾルホットオイル老化法で製造されるＧＭベイマイト及びジーグラー(Ｚｉｅｇｌｅｒ)合成副産物ＳＢベイマイトを、一定の比例で混合し、そして成形、焼成を経て出来、２つの集中ホールピークを有する複合γ−三酸化二アルミニウムである。触媒上のＰｔ含有量は０．１０〜１．００重％、Ｒｅ含有量は０．１０〜３．００重％、Ｃｌ含有量は０．５０〜３．００重％、この触媒には高活性、高選択性及び低コークス等の特徴がある。]
[0028] 本発明において、合計液収率＝混合芳香族炭化水素、ケロシン及び軽質留出油の流量の和÷原料供給量。
芳香族炭化水素収率＝混合芳香族炭化水素流量×芳香族炭化水素含有量÷原料供給量。
水素収率＝外部排出水素量×水素純度÷原料供給量。]
[0029] 反応器2−1と2−2に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表１）のとおり：]
[0030] 反応器2−3と2−4に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表２）のとおり：]
[0031] 本発明に使用する測定方法(以下同様)：
１、蒸留範囲：GB/T6536-1997石油製品蒸留測定法；
２、硫黄含有量：SH/T0689-2000軽質炭化水素、エンジン燃料及びその他油製品の合計硫黄含有量測定法(紫外線蛍光法)；
３、メルカプタン硫黄：GB/T1792-1988留出燃料油中のメルカプタン硫黄測定法(電位滴定法)；
４、アルカン：SH/T0239-92薄層充填柱クロマトグラフィー；
５、芳香族炭化水素：GB/T11132-2002液体石油製品炭化水素類測定法(蛍光インジケータ吸着法)；
６、オクタン価：GB/T5487ガソリンオクタン価測定法(研究法)；
７、密度：GB/T1884-2000原油及び液体石油製品密度実験室測定法(密度計法)；
８、シクロアルカン：SH/T0239-92薄層充填柱クロマトグラフィー；
９、油中金属：ASTMD 5708-2005誘導結合プラズマ(ICP)発光分光分析方法で原油と残留燃料油中のニッケル、バナジウム及び鉄を測定する標準試験方法；
１０、窒素含有量：SH/T0704-2001化学発光法で窒素を測定する(Boat-inlet)。]
[0032] 図２は本発明実施例２のフロー図である。蒸留範囲80−185℃、硫黄含有量0.54ppm、窒素含有量0.5ppm、金属含有量5ppb、含水量5ppm、アルカン含有量53%(m)、シクロアルカン含有量36%(m)、芳香族炭化水素含有量11%(m)、オクタン価(RON)68、20℃密度743ｋｇ/ｍ3、流量12.5トン/時間の原料精製ナフサを、まず熱交換を行い、そして加熱炉1−1で加熱後、反応器2−1に入れて反応され、空間速度(空間速度＝原料精製ナフサ÷触媒の全容積)は3.0 h-1である。そのうち各反応器に触媒量を入れる比例は反応器2−1上:反応器2−1下：反応器2−2上：反応器2−2下＝1：1.5：2：3.5である。前述の反応器2−1の入口の温度は480℃、入口の圧力は1.8MPa(絶対圧)、出口の温度は430℃、出口の圧力は1.7MPa(絶対圧)である。そのうち前述の反応器2−1は上下直列連続の２つの反応器で構成され、２つの反応器の間に加熱炉1−2が設置してあり、反応器2−1での反応後得られる産物は熱交換及びコンデンサー３で冷却後、高圧分離器４に入って高圧分離される。前述の高圧分離器４の操作温度は40℃、操作圧力は1.3MPa(絶対圧)である。高圧分離後得られる水素の一部は外部に送出され、その流量は0.83トン／時間、純水素流量は0.40トン／時間、水素収率は3.2%(重量)である。他の水素はコンプレッサー５を経て原料（供給）パイプと加熱器1−3に戻る。そのうち加熱炉1−1に戻るまでの水素油体積比は800：1、加熱炉1−3に入るまでの水素油体積比は1200：1(加熱炉に入る前に熱交換を行う)である。高圧分離器４を経て得られる組換え産物（改質産物）は安定塔システム６に入って処理される。前述の安定塔システム６の頂部の温度は102℃、圧力は0.95MPa(絶対圧)、塔の底部の温度は227.5℃、圧力は1.0MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は0.99、塔の頂部でドライガス、液化ガス及び少量の水が導出され、その流量は0.32トン／時間である。塔の底部で得られる組換え生成油(蒸留範囲71−193℃)は抽出システム８に入って処理される。前述の抽出システム８の操作温度は90℃、操作圧力は0.7MPa(絶対圧)、溶剤比は3、返却洗浄比は0.45、使用する溶剤はスルホランである。抽出後、混合芳香族炭化水素が導出される。得られる混合芳香族炭化水素の蒸留範囲は102−193℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は0.11%(m)、シクロアルカン含有量は1.87%(m)、芳香族炭化水素含有量は98.2%(m)、オクタン価(RON)は118、20℃密度は851ｋｇ/ｍ3、流量は9.67トン／時間、芳香族炭化水素収率は75.81%(重量)である。得られる留出油は頂部を経て留出油分留システム７に入って分留?分離される。前述の分留システム７の頂部の温度は59℃、圧力は0.1MPa(絶対圧)、底部の温度は158℃、圧力は0.16MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は30、底部でケロシンが導出される。得られるケロシンの蒸留範囲は147−185℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は96%(m)、シクロアルカン含有量は1.87%(m)、芳香族炭化水素含有量は2.13%(m)、オクタン価(RON)は44、20℃密度は795ｋｇ/ｍ3、流量は1.28トン/時間、頂部で軽質留出油が導出される。得られる軽質留出油の蒸留範囲は71−80℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は73%(m)、シクロアルカン含有量は26%(m)、芳香族炭化水素含有量は1%(m)、オクタン価(RON)は77、20℃密度は685ｋｇ/ｍ3、流量は0.4トン/時間、合計液収率は90.8%(重量)、抜出し線導出口の温度は120℃、圧力は0.19MPa(絶対圧)、精製油(三反材料供給)が導出される。得られる精製油の蒸留範囲は80−147℃、硫黄含有量微量(検出不能)、アルカン含有量は91%(m)、シクロアルカン含有量は7.52%(m)、芳香族炭化水素含有量は1.48%(m)、オクタン価(RON)は55、20℃密度は720ｋｇ/ｍ3、流量は8.8トン／時間である。得られる精製油は加熱炉1−3で加熱後、反応器2−2に入って反応する。前述の反応器2−2の入口の温度は480℃、入口の圧力は1.4−1.7MPa(絶対圧)、最適化は1.6MPa(絶対圧)、出口の温度は430℃、出口の圧力は1.3−1.6MPa(絶対圧)、最適化は1.5MPa(絶対圧)である。前述の反応器2−2は上下直列連続の２つの反応器で構成され、その間に加熱炉1−4が設置してある。得られる反応産物はコンデンサー３で熱交換及び冷却後、高圧分離器４に入る。] 図２
[0033] 反応器2−1に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表３）のとおり：]
[0034] 反応器2−2に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表４）のとおり：]
[0035] 図３は本発明の実施例３のフロー図である。蒸留範囲80−185℃、硫黄含有量0.45ppm、窒素含有量0.5ppm、金属含有量5ppb、水含有量5ppm、アルカン含有量54%(m)、シクロアルカン含有量34%(m)、芳香族炭化水素含有量12%(m)、オクタン価(RON)67、20℃密度743ｋｇ/ｍ3、流量12.5トン／時間の精製ナフサを、まず熱交換を行い、そして加熱炉1−1で加熱後、反応器2−1に入れて反応させる。空間速度(空間速度＝原料精製ナフサ÷触媒の全容積)は3.0 h-1、そのうち各反応器に触媒を入れる量の比例は反応器2−1：反応器2−2＝１：２である。前述の反応器2−1の入口の温度は530℃、入口の圧力は1.9MPa(絶対圧)、出口の温度は460℃、出口の圧力は1.8MPa(絶対圧)である。得られる反応産物はコンデンサー３で熱交換及び冷却後、高圧分離器４に入って高圧分離される。前述の高圧分離器４の操作温度は45℃、操作圧力は1.4MPa(絶対圧)である。高圧分離後、得られる水素の一部は外部に送出され、その流量は0.9トン／時間、純水素流量は0.375トン／時間、水素収率は3.0%(重量)である。他の水素はコンプレッサー５を経て原料（供給）パイプと加熱炉1−2に戻る。そのうち加熱炉1−1に戻るまでの水素油体積比は800：1、加熱炉1−2に入るまでの水素油体積比は1200：1(加熱炉に入る前に熱交換を行う)である。高圧分離器４を経て得られる組換え産物（改質産物）は安定塔システム６に入って処理される。前述の安定塔システム６の頂部の温度は120℃、圧力は1.05MPa(絶対圧)、塔の底部の温度は240℃、圧力は1.10MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は1.15である。塔の頂部でドライガス、液化ガス及び少量の水が導出され、その流量は0.33トン/時間である。塔の底部で得られる組換え生成油(蒸留範囲71−195℃)は抽出システム８に入って処理される。前述の抽出システム８の操作温度は110℃、操作圧力は0.8MPa(絶対圧)、溶剤比は3.5、返却洗浄比は0.6、使用する溶剤はスルホランである。抽出後、混合芳香族炭化水素が導出される。得られる混合芳香族炭化水素の蒸留範囲は101−195℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は0.10%(m)、シクロアルカン含有量は1.40%(m)、芳香族炭化水素含有量は98.5%(m)、オクタン価(RON)は119、20℃密度は851ｋｇ/ｍ3、流量は9.2トン／時間、芳香族炭化水素収率は76.05%(重量)である。得られる留出油は頂部を経て留出油分留システム７に入って分留・分離される。前述の分留システム７の頂部の温度は86℃、圧力は0.3MPa(絶対圧)、底部の温度は188℃、圧力は0.34MPa(絶対圧)、回流比(m/m)は60である。底部でケロシンが導出される。得られるケロシンの蒸留範囲は146−186℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は95%(m)、シクロアルカン含有量は1.68%(m)、芳香族炭化水素含有量は3.32%(m)、オクタン価(RON)は45、20℃密度は795ｋｇ/ｍ3、流量は1.59トン／時間。頂部で軽質留出油が導出される。得られる軽質留出油の蒸留範囲は71−80℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は75.85%(m)、シクロアルカン含有量は24%(m)、芳香族炭化水素含有量は0.15%(m)、オクタン価(RON)は77、20℃密度は685ｋｇ/ｍ3、流量は0.48トン／時間、合計液収率は90.16%(重量)、抜出し線導出口の温度は140℃、圧力は0.25MPa(絶対圧)、精製油(三反材料供給)が導出される。得られる精製油の蒸留範囲は80−147℃、硫黄含有量は微量(検出不能)、アルカン含有量は93%(m)、シクロアルカン含有量は6.70%(m)、芳香族炭化水素含有量は1.3%(m)、オクタン価(RON)は55、20℃密度は722ｋｇ/ｍ3、流量は9.2トン／時間である。加熱炉1−2で加熱後、反応器2−2に入って反応する。前述の反応器2−2の入口の温度は530℃、入口の圧力は1.9MPa(絶対圧)、出口の温度は460℃、出口の圧力は1.8MPa(絶対圧)である。得られる反応産物はコンデンサー３で熱交換及び冷却後、高圧分離器４に入る。] 図３
[0036] 反応器2−1に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表５）のとおり：]
実施例

[0037] 反応器2−2に使用する触媒の物理化学的性質は下表（表６）のとおり：]
[0038] 本発明におけるより多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム及び改質方法の長所は、既存の接触組換え（接触改質、接触リフォーミング）技術に比べ、反応後の産物は抽出及び留出油分留後、生成する精製油が循環水素と混合後、もう一つの反応器に入ってさらに反応するため、本発明のシステムの処理能力が高く液収率、芳香族炭化水素産出量及び水素収率が大いに高くなるとともに高オクタン価製品を製造出来るという点にある。]
[0039] １−１，１−２，１−３，１−４加熱炉、加熱器（加熱装置）
２−１，２−２，２−３，２−４反応器（反応装置）
３コンデンサー
４高圧分離器
５コンプレッサー
６ 安定塔システム
７留出油分留システム
８ 抽出システム]

权利要求:

請求項1
加熱装置及びその加熱装置に接続された反応装置を備える、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システムであって、反応装置は二つの部分に分かれており、第１反応装置および／または第２反応装置は、高圧分離器、安定塔システム及び抽出システムを介して留出油分留システムに接続されており、前記留出油分留システムは、第３反応装置および／または第４反応装置に接続されていることを特徴とする、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項2
加熱装置及びその加熱装置に接続された反応装置を備える、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システムであって、反応装置の底部はパイプを介して高圧分離器に接続され、前記高圧分離器は、パイプを通して安定塔システムに接続されると共に、パイプ及びコンプレッサーを介して原料供給システムに接続され、前記安定塔システムの底部はパイプを介して抽出システムに接続され、前記抽出システムは、パイプを介して留出油分留システムに接続される一方、パイプを介して混合芳香族炭化水素を直接導出し、前記留出油分留システムの上部はパイプを介して軽質留出油を導出し、前記留出油分留システムの中部はパイプ及び加熱装置を介してもう一つの反応装置に接続され、前記留出油分留装置の底部はパイプを介してケロシンを直接導出し、前述のもう一つの反応装置の他端部は、パイプを介して冷却装置及び前記高圧分離器に接続されている、ことを特徴とする、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項3
前記反応装置は２番目の加熱装置(1-2)を介して第２反応装置に接続されている、ことを特徴とする請求項２に記載の、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項4
前述のもう一つの反応装置は４番目の加熱装置(1-4)を介して第４反応装置に接続されている、ことを特徴とする請求項３に記載の、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項5
前述のもう一つの反応装置は上下直列接続された二つの反応器からなる、ことを特徴とする請求項３又は４に記載の、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項6
前記反応装置は上下直列接続された二つの反応器からなる、ことを特徴とする請求項５に記載の、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質システム。
請求項7
より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質方法であって、この方法は次の工程を備えていること、即ち、蒸留範囲80〜185℃のナフサ原料を加熱装置で加熱後、反応装置に入れて反応させる工程であって、前述の反応装置の入口の温度が470〜530℃、入口の圧力が1.6〜1.9ＭＰａ、出口の温度が410〜460℃、出口の圧力が1.5〜1.8ＭＰａである、反応工程と、得られた反応産物を冷却後、高圧分離器に入れて高圧分離する工程であって、前述の高圧分離器の操作温度が35〜45℃、操作圧力が1.2〜1.4ＭＰａであり、高圧分離後得られた水素の一部を外部に送出し、高圧分離後得られた水素の別の一部をコンプレッサーを経て原料パイプ及びもう1つの反応装置に送る、高圧分離工程と、高圧分離で得られた組換え産物（改質産物）を安定塔システムに入れて処理する工程であって、前述の安定塔システムの頂部の温度が100〜120℃、圧力が0.8〜1.05ＭＰａ、塔の底部の温度が220〜240℃、圧力が0.85〜1.10ＭＰａ、回流比が0.90〜1.15、塔の頂部からドライガス、液化ガス及び少量の水が導出される、処理工程と、塔の底部で得られる蒸留範囲71〜195℃の組換え生成油（改質生成油）を抽出システムに入れて処理する工程であって、前述の抽出システムの操作温度が80〜110℃、操作圧力が0.6〜0.8ＭＰａ、溶剤比が2.5〜3.5、返却洗浄比が0.4〜0.6である、処理工程と、前記抽出システムでの抽出後、混合芳香族炭化水素を回収し、他の成分は抽出システムの頂部を経て留出油分留システムに入れて分留する工程であって、前述の留出油分留システムの頂部の温度が58〜86℃、圧力が0.1〜0.3ＭＰａ、底部の温度が155〜195℃、圧力が0.15〜0.34ＭＰａ、回流比が20〜60であり、その底部からケロシンが回収され、頂部からは軽質留出油が回収され、留出油分留システムの抜出し線導出口の温度が100〜140℃、圧力が0.12〜0.25ＭＰａであり、その抜出し線導出口から精製油が導出される、分留工程と、抜出し線導出口から導出された精製油を、加熱後、もう1つの反応装置に入れて反応させる工程と、得られた反応産物を冷却後、前記高圧分離器に入れる工程と、を備えていることを特徴とする、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質方法。
請求項8
前記反応装置からの反応産物をさらに２番目の加熱装置(1-2)で加熱後、第２反応装置に入れて反応させ、そこから得られた反応産物を冷却後、前記高圧分離器に入れて高圧分離することを特徴とする、請求項７に記載の、より多くのナフサを生成するための芳香族炭化水素の改質方法。