Система и способ риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов

СИСТЕМА И СПОСОБ РИФОРМИНГА ТЯЖЕЛОЙ БЕНЗИНОВОЙ ФРАКЦИИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АРОМАТИЧЕСКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ Изобретение раскрывает систему и способ каталитического риформинга. Система включает нагревательное устройство и реакционный блок и отличается тем, что реакционный блок(2-1, 2-2) соединен с сепаратором (4) высокого давления; сепаратор (4) высокого давления соединен со стабилизационной системой (6); нижняя часть стабилизационной системы (6) соединена трубопроводом с экстракционной системой (8); экстракционная система (8) соединена с системой (7) фракционирования низкооктанового рафината через трубопровод с одной стороны,средняя часть системы (7) фракционирования низкооктанового рафината соединена с еще одним реакционным блоком (2-3, 2-4) через трубопровод и нагревательное устройство (1-3,1-4); синтетическое жидкое топливо непосредственно выводят из нижней части системы (7) фракционирования низкооктанового рафината через трубопровод; и другой конец третьего реакционного блока соединен трубопроводом с сепаратором высокого давления. Система и способ каталитического риформинга имеют преимущества высоких производительности оборудования,выхода жидких продуктов, выхода ароматических углеводородов и выхода водорода.(71)(73) Заявитель и патентовладелец: БЕЙДЖИН ГРАНД ГОЛДЕНБРАЙТ ИНДЖИНИРИНГ ЭНД ТЕКНОЛОДЖИЗ КО., ЛТД. (CN) Область техники, к которой относится изобретение Изобретение относится к системе и способу каталитического риформинга, в частности, к системе и способу риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов. Уровень техники В условиях быстрого развития автомобильной промышленности и роста потребностей нефтехимической промышленности в ароматических углеводородах, в особенности при все возрастающей строгости требований в отношении состояния защиты окружающей среды, подвергнутый каталитическому риформингу бензин становится одним из идеальных компонентов для компаундирования нового стандартного бензина благодаря его высокому октановому числу, малому содержанию олефинов и низкому содержанию серы на уровне следовых количеств. Большое количество источников водорода, содержащихся в побочном продукте каталитического риформинга, способствует повышению качества газойля и развитию промышленного гидрирования. Поэтому в качестве важного процесса химической переработки нефти для получения высокооктанового моторного бензина и ароматических углеводородов каталитический риформинг играет все более и более важную роль в химической промышленности. В настоящее время установки каталитического риформинга главным образом подразделяют на два типа, а именно установки полурегенеративного риформинга и установки непрерывного риформинга, соответственно режиму регенерации катализатора. Вследствие различных характеристик один из двух типов установок каталитического риформинга выбирают для каждого процесса химической переработки нефти согласно требованиям к различным для них сырьевым материалам. Важное положение все еще занимает установка полурегенеративного риформинга благодаря низким капиталовложениям, гибкости эксплуатационных условий, невысоким эксплуатационным затратам и применимости для различных производственных масштабов и тому подобному. После появления платино-рениевых катализаторов, в результате исследований и практического применения для полурегенеративного риформинга есть вполне разработанные катализаторы, достигшие тем самым сравнительно высокого уровня. Повышение пропускной способности представляет собой один из путей разрешения проблемы увеличения производительности оборудования, с которой сталкивается установка полурегенеративного риформинга. Однако, что касается установки без резко повышенной нагрузки, лучшим способом защиты является увеличение объемной скорости подаваемого сырья путем повышения активности катализаторов, тем самым улучшая производительность всей установки. С другой стороны, подвергаемый риформингу сырьевой материал поступает из разных мест, и тяжелая бензиновая фракция, газойль коксования и другое вторичное технологическое масло с низким потенциальным содержанием ароматических углеводородов занимают все растущую долю в сырьевом материале для риформинга, так что сырьевой материал для риформинга все более и более заметно ухудшается. Худший сырьевой материал повышает требования к активности катализаторов. Поэтому существует безотлагательная техническая проблема в отношении системы и способа риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов, которая состоит в том, как повысить производительность оборудования, а также выход жидких продуктов, выход ароматических углеводородов, октановое число и выход водорода. Сущность изобретения Одна из целей изобретения заключается в представлении системы риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов, способной улучшить производительность оборудования, а также выход жидких продуктов, выход ароматических углеводородов, октановое число и выход водорода, и одновременно производить высокооктановые бензиновые продукты. Для достижения этой цели изобретение основывается на следующих схемах, в которых система риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов, которая включает нагревательное устройство и реакционный блок, соединенный с нагревательным устройством, и отличается тем, что реакционный блок подразделен на две части; первый и/или второй реакционный блок соединен с системой фракционирования низкооктанового рафината через сепаратор высокого давления,систему стабилизационной колонны и экстракционную систему; и система фракционирования низкооктанового рафината также соединена с третьим и/или четвертым реакционным блоком. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что донная часть реакционного блока соединена трубопроводом с сепаратором высокого давления; сепаратор высокого давления соединен трубопроводом с системой стабилизационной колонны и также соединен с системой подачи сырьевого материала через трубопровод и компрессор; нижняя часть системы стабилизационной колонны соединена трубопроводом с экстракционной системой; экстракционная система соединена с системой фракционирования низкооктанового рафината через трубопровод с одной стороны, и смешанные ароматические углеводороды выводят из экстракционной системы через трубопровод; легкий низкооктановый рафинат выводят из верхней части системы фракционирования низкооктанового рафината через трубопровод, и средняя часть системы фракционирования низкооктанового рафината соединена с еще одним реакционным блоком (третьим реакционным блоком) через трубопровод и нагревательное устройство, и синтетическое жидкое топливо выводят через трубопровод из нижней части системы фракционирования низкооктанового рафината; другой конец третьего реакционного блока соединен с охлаждающим устройством и сепаратором высокого давления через трубопровод. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что реакционный блок соединен со вторым реакционным блоком через второе нагревательное устройство. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что третий реакционный блок состоит из двух реакторов, последовательно соединенных в вертикальной компоновке. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что третий реакционный блок соединен с четвертым реакционным блоком через четвертое нагревательное устройство. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что реакционный блок состоит из двух реакторов, последовательно соединенных в вертикальной компоновке. Еще одна цель изобретения состоит в представлении способа риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов, для улучшения производительности оборудования, а также выхода жидких продуктов, выхода ароматических углеводородов, октанового числа и выхода водорода, и одновременно для производства высокооктановых бензиновых продуктов. Способ риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов включает следующие стадии, в которых сырьевую тяжелую бензиновую фракцию с температурным интервалом выкипания 80-185 С после нагревания ее в нагревательном устройстве вводят в реакцию в реакционном блоке, причем реакционный блок имеет температуру на входе 470-530 С, давление на входе 1,6-1,9 МПа, температуру на выходе 410-460 С и давление на выходе 1,5-1,8 МПа; проводят разделение при высоком давлении охлажденного реакционного продукта в сепараторе высокого давления, причем сепаратор высокого давления имеет рабочую температуру 35-45 С и рабочее давление 1,2-1,4 МПа; после разделения при высоком давлении подают часть водорода и возвращают другую часть водорода в трубопровод для подачи сырьевого материала и еще один реакционный блок через компрессор; обрабатывают риформат в системе стабилизационной колонны, причем система стабилизационной колонны имеет температуру в верхней части колонны 100-120 С, давление в верхней части колонны 0,8-1,05 МПа,температуру в донной части колонны 220-240 С, давление в донной части колонны 0,85-1,10 МПа, и флегмовое число 0,90-1,15; выводят сухой газ, сжиженный газ и небольшое количество воды из верхней части колонны; риформат с температурным интервалом выкипания 71-195 С, полученный из донной части колонны, обрабатывают в экстракционной системе, причем экстракционная система имеет рабочую температуру 80-110 С, рабочее давление 0,6-0,8 МПа, относительный расход растворителя 2,5-3,5 и степень реэкстракции 0,4-0,6; после экстракции выводят ароматические углеводороды и фракционируют другие компоненты после их поступления в систему фракционирования низкооктанового рафината из верхней части, причем система фракционирования имеет температуру в верхней части колонны 58-86 С,давление в верхней части колонны 0,1-0,3 МПа, температуру в донной части колонны 155-195 С, давление в донной части колонны 0,15-0,34 МПа и флегмовое число 20-60; синтетическое жидкое топливо выводят из донной части и легкий низкооктановый рафинат выводят из верхней части; очищенный дистиллят выводят через боковой трубопровод, причем боковой трубопровод имеет температуру на выходе 100-140 С и давление на выходе 0,12-0,25 МПа; вводят нагретый очищенный дистиллят в реакцию в еще одном третьем реакционном блоке и проводят разделение при высоком давлении полученного реакционного продукта в сепараторе высокого давления. Предпочтительная технологическая схема отличается тем, что реакционный продукт из реакционного блока вводят в реакцию во втором реакционном блоке после нагревания его во втором нагревательном устройстве; и полученный реакционный продукт подвергают разделению при высоком давлении в сепараторе высокого давления. Экстракционная система согласно изобретению представляет собой экстракционную систему, раскрытую в патентных документах 200310103541.9 и 200310103540.4, которая включает систему извлечения растворителем и промывную систему. Система стабилизационной колонны и система фракционирования низкооктанового рафината согласно изобретению представляют собой общеупотребительные системы, которые соответственно включают колонну, установку воздушного охлаждения, установку водяного охлаждения, возвратный бак, насос для орошения колонны, донный насос колонны и т.п. Нагревательная печь и конденсационное устройство согласно изобретению представляют собой традиционные устройства. Все катализаторы, применяемые в реакторах согласно изобретению, представляют собой общеупотребительные катализаторы риформинга. Преимущества По сравнению с прототипным способом каталитического риформинга система и способ риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов имеют преимущество в том, что после того, как продукт реакции подвергают экстракции и фракционированию низкооктанового рафината, образовавшийся очищенный дистиллят вводят в дополнительную реакцию в еще одном реакционном блоке после смешения его с рециркулирующим водородом так, что улучшается производительность оборудования системы, значительно повышается выход жидкого продукта, выход ароматических углеводородов и выход водорода, и одновременно получаются высокооктановые продукты. Далее изобретение дополнительно описано с привлечением сопроводительных чертежей и конкретного варианта осуществления, но это не значит, что область правовой защиты изобретения ограничивается. Краткое описание чертежей Фиг. 1 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 1. Фиг. 2 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 2. Фиг. 3 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 3. Наилучший вариант осуществления изобретения Вариант осуществления 1. Фиг. 1 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 1, которая включает следующие стадии, в которых сырьевую очищенную тяжелую бензиновую фракцию с температурным интервалом выкипания 80-185 С, содержанием серы 0,5 части на миллион (ppm), содержанием азота 0,5 ppm, содержанием металлов 5 частей на миллиард (ppb), содержанием воды 5 ррm, содержанием алканов 55 мас.%, содержанием циклических углеводородов 35 мас.%, содержанием ароматических углеводородов 10 мас.%, октановым числом (RON, октановое число по исследовательскому методу) 65, плотностью 741 кг/м 3 при температуре 20 С, и массовым расходом потока 12,5 т/ч, которую сначала подвергают теплообмену и затем нагревают с использованием нагревательной печи 1-1, вводят в реакцию в реакторе 2-1, в котором объемная скорость подачи сырья (объемная скорость подачи сырья равна объему сырьевой очищенной тяжелой бензиновой фракции, деленному на общий объем катализаторов) составляет 3,0 ч-1, соотношение катализаторов, загруженных в реактор 2-1, реактор 2-2, реактор 2-3 и реактор 2-4, составляет 1:1,5:2:3,5, и реактор 2-1 имеет температуру на входе 470 С,давление на входе 1,6 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 410 С и давление на выходе 1,5 МПа (абсолютное давление); полученный реакционный продукт после нагревания его в нагревательной печи 1-2 вводят в реакцию в реакторе 2-2, причем реактор 2-2 имеет температуру на входе 470 С,давление на входе 1,6 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 410 С и давление на выходе 1,5 МПа (абсолютное давление); после подвергания реакционного продукта теплообмену и охлаждению в конденсаторе 3 проводят разделение при высоком давления в сепараторе 4 высокого давления, причем сепаратор 4 высокого давления имеет рабочую температуру 35 С и рабочее давление 1,2 МПа (абсолютное давление); после разделения при высоком давлении подают часть водорода с массовым расходом потока 0,84 т/ч и выходом 3,2 вес.%, причем чистый водород имеет массовый расход потока 0,40 т/ч; возвращают другую часть водорода в трубопровод для подачи сырьевого материала и нагревательную печь 1-3 через компрессор 5, в котором, перед возвращением в нагревательную печь 1-1, смесь "водород/масло" имеет объемное отношение 800:1, и перед поступлением в нагревательную печь 1-3 смесь"водород/масло" имеет объемное отношение 1200:1 (сначала проводят теплообмен смеси "водород/масло" до поступления в нагревательную печь); риформат, полученный в сепараторе 4 высокого давления, обрабатывают в системе 6 стабилизационной колонны, причем система 6 стабилизационной колонны имеет температуру в верхней части колонны 100 С, давление в верхней части колонны 0,8 МПа(абсолютное давление), температуру в донной части колонны 220 С, давление в донной части колонны 0,85 МПа (абсолютное давление), и флегмовое число 0,90 (молярное отношение); выводят сухой газ,сжиженный газ и небольшое количество воды с массовым расходом потока 0,31 т/ч из верхней части колонны; риформат с температурным интервалом выкипания 71-192 С, полученный из донной части колонны, обрабатывают в экстракционной системе 8, причем экстракционная система 8 имеет рабочую температуру 80 С, рабочее давление 0,6 МПа (абсолютное давление), относительный расход растворителя 2,5 и степень реэкстракции 0,4, и используемые растворители представляют собой сульфолан; после экстракции выводят смешанные ароматические углеводороды с температурным интервалом выкипания 102-192 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 0,16 мас.%, содержание нафтенов составляет 1,84 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 98 мас.%, октановое число (RON) составляет 118, плотность составляет 851 кг/м 3 при температуре 20 С, массовый расход потока составляет 9,7 т/ч и массовый расход потока ароматических углеводородов составляет 76,05 вес.%; фракционируют и разделяют полученный низкооктановый рафинат, поступающий в систему 7 фракционирования низкооктанового рафината с верха колонны,причем система 7 фракционирования низкооктанового рафината имеет температуру в верхней части колонны 58 С, давление в верхней части колонны 0,1 МПа (абсолютное давление), температуру в донной части колонны 155 С, давление в донной части колонны 0,15 Мпа (абсолютное давление), и флегмовое число 20 (молярное отношение); из донной части колонны выводят синтетическое жидкое топливо с температурным интервалом выкипания 147-185 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 96 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 1,84 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 2,16 мас.%, октановое число (RON) составляет 44, плотность составляет 796 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 1,25 т/ч; из верхней части колонны выводят легкий низкооктановый рафинат с температурным интервалом выкипания 71-80 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 75,88 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 24 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 0,12 мас.%, октановое число(RON) составляет 77, плотность составляет 685 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 0,4 т/ч; обеспечивают то, что общий выход жидких продуктов составляет 90,8%; очищенный дистиллят (один из трех выводимых потоков) с температурным интервалом выкипания 80-147 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 92 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 6,72 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 1,28 мас.%, октановое число (RON) составляет 55, плотность составляет 721 кг/м 3 при температуре 20 С, и массовый расход потока составляет 9 т/ч, выводят через боковой трубопровод,причем боковой трубопровод имеет температуру на выходе 100 С и давление на выходе 0,12 Мпа (абсолютное давление); нагретый очищенный дистиллят вводят в реакцию в реакторе 2-3, причем реактор 2-3 имеет температуру на входе 470 С, давление на входе 1,6 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 410 С и давление на выходе 1,5 МПа (абсолютное давление); полученный реакционный продукт,после нагревания его в нагревательной печи 1-4, вводят в реакцию в реакторе 2-4, причем нагревательная печь 1-4 имеет температуру на входе 470 С, давление на входе 1,6 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 410 С и давление на выходе 1,5 МПа (абсолютное давление) и в сепараторе 4 высокого давления проводят разделение при высоком давлении полученного реакционного продукта после смешения с реакционным продуктом из реактора 2-2, подвергнутым теплообмену и охлажденным в конденсаторе 3. Используемые в изобретении катализаторы риформинга представляют собой катализаторы риформинга на основе платины (Pt) и рения (Re); и носителем для каждого катализатора является многокомпонентный -оксид алюминия с двумя максимумами распределения концентрирующих полостей, полученный формованием и обжигом смеси после того, как GM-диаспор и синтезированный побочный продукт Циглера, приготовленный способом старения золя оксида алюминия в горячем масле, смешивают с SBдиаспором в определенном соотношении. В катализаторе содержание платины (Pt) составляет 0,10-1,00 вес.% содержание рения (Re) составляет 0,10-3,00 вес.% и содержание хлора (Cl) составляет 0,50-3,00 вес.%. Катализатор имеет характеристики высокой активности, высокой селективности и низкой степени отложений кокса. Общий выход жидких продуктов согласно изобретению равен общему массовому расходу потока смешанных ароматических углеводородов, синтетического жидкого топлива и легкого низкооктанового рафината, деленному на количество подводимого сырьевого материала. Выход ароматических углеводородов равен массовому расходу потока смешанных ароматических углеводородов, деленному на количество подводимого сырьевого материала. Выход водорода равен количеству вытекающего потока водорода, умноженному на степень чистоты водорода и затем деленному на количество подводимого сырьевого материала. Физические и химические свойства катализаторов, использованных в реакторе 2-1 и реакторе 2-2,показаны ниже. В изобретении использованы следующие методы измерения, показанные ниже (те же самые в последующем): 1. Температурный интервал выкипания: стандарт GB/T6536-1997, Нефтепродукты - Определение путем дистилляции; 2. Содержание серы: стандарт SH/T0689-2000, Стандартный метод испытания для определения общего содержания серы в легких углеводородах, моторных топливах и маслах (ультрафиолетовая флуоресценция); 3. Меркаптановая сера: стандарт GB/T1792-1988, Дистиллятные топлива - Определение меркаптановой серы (метод потенциометрического титрования); 4. Алканы: стандарт SH/T0239-92, тонкослойная и колоночная хроматография; 5. Ароматические углеводороды: стандарт GB/T11132-2002, Стандартный метод испытания типов углеводородов в жидких нефтепродуктах (метод флуоресцентной индикаторной адсорбции); 6. Октановое число: стандарт GB/T5487, Метод испытания октанового числа моторного бензина(исследовательский метод); 7. Плотность: стандарт GB/T1884-2000, Сырая нефть и жидкие нефтепродукты - Лабораторное определение плотности - Метод измерения ареометром; 8. Циклические углеводороды: стандарт SH/T0239-92, тонкослойная и колоночная хроматография; 9. Металлы в нефти: стандарт ASTM D 5708-2005, Метод испытания для определения никеля, ванадия и железа в сырых нефтях и нефтяных топливах методом атомно-эмиссионной спектрометрии с индуктивно-связанной плазмой (ICP); 10. Содержание азота: стандарт SH/T0704-2001, Метод хемилюминесцентного определения азота(технология "sampling boat", "лодочка с образцом"). Вариант осуществления 2 Фиг. 2 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 2, которая включает следующие стадии, в которых сырьевую очищенную тяжелую бензиновую фракцию с температурным интервалом выкипания 80-185 С, содержанием серы 0,54 ppm, содержанием азота 0,5 ppm, содержанием металлов 5 частей на миллиард (ppb), содержанием воды 5 ppm, содержанием алканов 53 мас.%, содержанием циклических углеводородов 36 мас.%, содержанием ароматических углеводородов 11 мас.%, октановым числом (RON, октановое число по исследовательскому методу) 68, плотностью 743 кг/м 3 при температуре 20 С, и массовым расходом потока 12,5 т/ч, которую сначала подвергают теплообмену и затем нагревают в нагревательной печи 1-1, вводят в реакцию в реакторе 2-1; обеспечивают то, что объемная скорость подачи сырья (объемная скорость подачи сырья равна объему сырьевой очищенной тяжелой бензиновой фракции, деленному на общий объем катализаторов) составляет 3,0 ч-1, причем соотношение катализаторов, загруженных в верхнюю часть реактора 2-1, нижнюю часть реактора 2-1, верхнюю часть реактора 2-2 и нижнюю часть реактора 2-2, составляет 1:1,5:2:3,5, реактор 2-1 имеет температуру на входе 480 С, давление на входе 1,8 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 430 С и давление на выходе 1,7 МПа (абсолютное давление) и состоит из двух реакторов, которые последовательно соединены в вертикальной компоновке, и между реакторами размещена нагревательная печь 1-2; в сепараторе 4 высокого давления проводят разделение при высоком давления реакционного продукта, полученного после реакции в реакторе 2-1 и охлаждения в конденсаторе 3, причем сепаратор 4 высокого давления имеет рабочую температуру 40 С и рабочее давление 1,3 МПа (абсолютное давление); после разделения при высоком давлении подают часть водорода с массовым расходом потока 0,83 т/ч и выходом 3,2 вес.%, причем чистый водород имеет массовый расход потока 0,40 т/ч; возвращают другую часть водорода в трубопровод для подачи сырьевого материала и нагревательную печь 1-3 через компрессор 5, причем перед возвращением в нагревательную печь 1-1, смесь "водород/масло" имеет объемное отношение 800:1, и перед поступлением в нагревательную печь 1-3 смесь"водород/масло" имеет объемное отношение 1200:1 (сначала проводят теплообмен смеси "водород/масло" до поступления в нагревательную печь); риформат, полученный в сепараторе 4 высокого давления, обрабатывают в системе 6 стабилизационной колонны, причем система 6 стабилизационной колонны имеет температуру в верхней части колонны 102 С, давление в верхней части колонны 0,95 МПа(абсолютное давление), температуру в донной части колонны 227,5 С, давление в донной части колонны 1,0 МПа (абсолютное давление), и флегмовое число 0,99 (молярное отношение); выводят сухой газ, сжиженный газ и небольшое количество воды с массовым расходом потока 0,32 т/ч из верха колонны; риформат с температурным интервалом выкипания 71-193 С, полученный из донной части колонны, обрабатывают в экстракционной системе 8, причем экстракционная система 8 имеет рабочую температуру 90 С, рабочее давление 0,7 МПа (абсолютное давление), относительный расход растворителя 3 и степень реэкстракции 0,45, и используемые растворители представляют собой сульфолан; после экстракции, выводят смешанные ароматические углеводороды с температурным интервалом выкипания 102-193 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 0,11 мас.%, содержание нафтенов составляет 1,87 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 98,2 мас.%, октановое число (RON) составляет 118, плотность составляет 851 кг/м 3 при температуре 20 С, массовый расход потока составляет 9,67 т/ч и массовый расход потока ароматических углеводородов составляет 75,81 вес.%, фракционируют и разделяют полученный низкооктановый рафинат в системе 7 фракционирования низкооктанового рафината, причем система 7 фракционирования низкооктанового рафината имеет температуру в верхней части колонны 59 С, давление в верхней части колонны 0,1 МПа (абсолютное давление), температуру в донной части колонны 158 С, давление в донной части колонны 0,16 МПа и флегмовое число 30 (молярное отношение); из донной части выводят синтетическое жидкое топливо с температурным интервалом выкипания 147-185 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 96 мас.%, содержа-5 018938 ние циклических углеводородов составляет 1,87 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 2,13 мас.%, октановое число (RON) составляет 44, плотность составляет 795 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 1,28 т/ч; из верхней части колонны выводят легкий низкооктановый рафинат с температурным интервалом выкипания 71-80 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 73 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 26 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 1 мас.%, октановое число (RON) составляет 77, плотность составляет 685 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 0,4 т/ч; обеспечивают то, что общий выход жидких продуктов составляет 90,8 вес.%; очищенный дистиллят (один из трех выводимых потоков) с температурным интервалом выкипания 80-147 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 91 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 7,52 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 1,48 мас.%, октановое число (RON) составляет 55, плотность составляет 720 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 8,8 т/ч, выводят через боковой трубопровод, причем боковой трубопровод имеет температуру на выходе 120 С и давление на выходе 0,19 МПа (абсолютное давление); очищенный дистиллят после нагревания его в нагревательной печи 1-3 вводят в реакцию в реакторе 2-2, причем реактор 2-2 имеет температуру на входе 480 С, давление на входе 1,4-1,7 МПа (абсолютное давление) (предпочтительно 1,6 МПа), температуру на выходе 430 С, давление на выходе 1,3-1,6 МПа (абсолютное давление) (предпочтительно 1,5 МПа) и состоит из двух реакторов, которые последовательно соединены в вертикальной компоновке, и между реакторами размещена нагревательная печь 1-4; и в сепараторе 4 высокого давления проводят разделение при высоком давлении полученного реакционного продукта после подвергания теплообмену и охлаждению в конденсаторе 3. Физические и химические свойства катализаторов, использованных в реакторе 2-1, показаны ниже: Вариант осуществления 3 Фиг. 3 представляет схему последовательности технологических операций согласно варианту осуществления 3, которая включает следующие стадии, в которых очищенную тяжелую бензиновую фракцию с температурным интервалом выкипания 80-185 С, содержанием серы 0,45 ppm, содержанием азота 0,5 ppm, содержанием металлов 5 частей на миллиард (ppb), содержанием воды 5 ppm, содержанием алканов 54 мас.%, содержанием циклических углеводородов 34 мас.%, содержанием ароматических углеводородов 12 мас.%, октановым числом (RON, октановое число по исследовательскому методу) 67,плотностью 743 кг/м 3 при температуре 20 С, и массовым расходом потока 12,5 т/ч, которую сначала подвергают теплообмену и затем нагревают с использованием нагревательной печи 1-1, вводят в реакцию в реакторе 2-1; обеспечивают то, что объемная скорость подачи сырья (объемная скорость подачи сырья равна объему сырьевой очищенной тяжелой бензиновой фракции, деленному на общий объем катализаторов) составляет 3,0 ч-1, причем соотношение катализаторов, загруженных в реактор 2-1 и реактор 2-2, составляет 1:2, и реактор 2-1 имеет температуру на входе 530 С, давление на входе 1,9 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 460 С, и давление на выходе 1,8 МПа (абсолютное давление); в сепараторе 4 высокого давления проводят разделение при высоком давления полученного реакционного продукта, после подвергания его теплообмену и охлаждению в конденсаторе 3, причем сепаратор 4 высокого давления имеет рабочую температуру 45 С и рабочее давление 1,4 МПа (абсолютное давление); после разделения при высоком давлении, подают часть водорода с массовым расходом потока 0,9 тонн/час и выходом 3,0 вес.%, причем чистый водород имеет массовый расход потока 0,375 т/ч; возвращают другую часть водорода в трубопровод для подачи сырьевого материала и нагревательную печь 1-2 через компрессор 5, причем перед возвращением в нагревательную печь 1-1, смесь "водород/масло" имеет объемное отношение 800:1, и перед поступлением в нагревательную печь 1-2 смесь "водород/масло" имеет объемное отношение 1200:1 (сначала проводят теплообмен смеси "водород/масло" до поступления в нагревательную печь); риформат, полученный в сепараторе 4 высокого давления, обрабатывают в сис-6 018938 теме 6 стабилизационной колонны, причем система 6 стабилизационной колонны имеет температуру в верхней части колонны 120 С, давление в верхней части колонны 1,05 МПа (абсолютное давление), температуру в донной части колонны 240 С и давление в донной части колонны 1,10 МПа (абсолютное давление) и флегмовое число 1,15 (молярное отношение); выводят сухой газ, сжиженный газ и небольшое количество воды с массовым расходом потока 0,33 т/ч; риформат с температурным интервалом выкипания 71-195 С, полученный из донной части колонны, обрабатывают в экстракционной системе 8, причем экстракционная система 8 имеет рабочую температуру 110 С, рабочее давление 0,8 МПа (абсолютное давление), относительный расход растворителя 3,5 и степень реэкстракции 0,6, и используемые растворители представляют собой сульфолан; после экстракции, выводят смешанные ароматические углеводороды с температурным интервалом выкипания 101-195 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 0,10 мас.%, содержание нафтенов составляет 1,40 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 98,5 мас.%, октановое число(RON) составляет 119, плотность составляет 851 кг/м 3 при температуре 20 С, массовый расход потока составляет 9,2 т/ч и массовый расход потока ароматических углеводородов составляет 76,05 вес.%; фракционируют и разделяют полученный низкооктановый рафинат в системе 7 фракционирования низкооктанового рафината, причем система 7 фракционирования низкооктанового рафината имеет температуру в верхней части колонны 86 С, давление в верхней части колонны 0,3 МПа (абсолютное давление),температуру в донной части колонны 188 С, давление в донной части колонны 0,34 МПа (абсолютное давление), и флегмовое число 60 (молярное отношение); из донной части выводят синтетическое жидкое топливо с температурным интервалом выкипания 146-186 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 95 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 1,68 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 3,32 мас.%,октановое число (RON) составляет 45, плотность составляет 795 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 1,59 т/ч; из верхней части колонны выводят легкий низкооктановый рафинат с температурным интервалом выкипания 71-80 С, причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 75,85 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 24 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 0,15 мас.%, октановое число (RON) составляет 77, плотность составляет 685 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 0,48 т/ч; обеспечивают то, что общий выход жидких продуктов составляет 90,16 вес.%; очищенный дистиллят (один из трех выводимых потоков) с температурным интервалом выкипания 80-147 С,причем содержание серы в следовых количествах не поддается определению, содержание алканов составляет 93 мас.%, содержание циклических углеводородов составляет 6,70 мас.%, содержание ароматических углеводородов составляет 1,3 мас.%, октановое число (RON) составляет 55, плотность составляет 722 кг/м 3 при температуре 20 С и массовый расход потока составляет 9,2 т/ч, выводят через боковой трубопровод, очищенный дистиллят после нагревания его в нагревательной печи 1-2 вводят в реакцию в реакторе 2-2, причем реактор 2-2 имеет температуру на входе 530 С, давление на входе 1,9 МПа (абсолютное давление), температуру на выходе 460 С, и давление на выходе 1,8 МПа (абсолютное давление); и в сепараторе 4 высокого давления проводят разделение при высоком давлении полученного реакционного продукта после подвергания теплообмену и охлаждению в конденсаторе 3. Физические и химические свойства катализаторов, использованных в реакторе 2-1, показаны ниже. Промышленная применимость Система и способ риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов имеют преимущества в том, что, по сравнению с прототипным способом каталитического риформинга, после того, как продукт реакции подвергают экстракции и фракционированию низкооктанового рафината, образовавшийся очищенный дистиллят дополнительно вводят в реакцию в еще одном реакционном блоке после смешения его с рециркулирующим водородом так, что улучшается производительность оборудования системы, значительно повышается выход жидких продуктов, выход ароматиче-7 018938 ских углеводородов и выход водорода и одновременно получаются высокооктановые продукты. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ 1. Система риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов,которая включает нагревательное устройство и реакционный блок, соединенный с нагревательным устройством, и где донная часть реакционного блока соединена трубопроводом с сепаратором высокого давления; сепаратор высокого давления соединен трубопроводом с системой стабилизационной колонны и также соединен с системой подачи сырьевого материала через трубопровод и компрессор; нижняя часть системы стабилизационной колонны соединена трубопроводом с экстракционной системой; экстракционная система соединена с системой фракционирования низкооктанового рафината через трубопровод и содержит трубопровод, через который непосредственно выводят смешанные ароматические углеводороды; верхняя часть системы фракционирования низкооктанового рафината содержит трубопровод, через который выводят легкий низкооктановый рафинат, и средняя часть системы фракционирования низкооктанового рафината соединена с еще одним реакционным блоком через трубопровод и нагревательное устройство, и нижняя часть системы фракционирования низкооктанового рафината содержит трубопровод, через который непосредственно выводят синтетическое жидкое топливо; и другой конец еще одного реакционного блока соединен с охлаждающим устройством и сепаратором высокого давления через трубопровод. 2. Система по п.1, где указанный реакционный блок соединен со вторым реакционным блоком через второе нагревательное устройство. 3. Система по п.2, где указанный еще один реакционный блок соединен с четвертым нагревательным устройством и четвертым реакционным блоком. 4. Система по п.2 или 3, где указанный еще один реакционный блок представляет собой два реактора, последовательно соединенных в вертикальной компоновке. 5. Система по п.4, где указанный реакционный блок представляет собой два реактора, последовательно соединенных в вертикальной компоновке. 6. Способ риформинга тяжелой бензиновой фракции для получения ароматических углеводородов с использованием системы риформинга по п.1, который включает стадии, в которых сырьевую тяжелую бензиновую фракцию с температурным интервалом выкипания 80-185 С после нагревания ее в нагревательном устройстве вводят в реакционный блок, причем реакционный блок имеет температуру на входе 470-530 С, давление на входе 1,6-1,9 МПа, температуру на выходе 410-460 С и давление на выходе 1,51,8 МПа; проводят разделение при высоком давлении охлажденного реакционного продукта в сепараторе высокого давления, причем сепаратор высокого давления имеет рабочую температуру 35-45 С и рабочее давление 1,2-1,4 МПа; после разделения при высоком давлении подают часть водорода и возвращают другую часть водорода в трубопровод для подачи сырьевого материала и еще один реакционный блок через компрессор; обрабатывают риформат в системе стабилизационной колонны, причем система стабилизационной колонны имеет температуру в верхней части колонны 100-120 С, давление в верхней части колонны 0,8-1,05 МПа, температуру в донной части колонны 220-240 С, давление в донной части колонны 0,85-1,10 МПа и флегмовое число 0,90-1,15; выводят сухой газ, сжиженный газ и небольшое количество воды из верхней части колонны; обрабатывают риформат с температурным интервалом выкипания 71-195 С, полученный из донной части колонны, в экстракционной системе, причем экстракционная система имеет рабочую температуру 80-110 С, рабочее давление 0,6-0,8 МПа, относительный расход растворителя 2,5-3,5 и степень реэкстракции 0,4-0,6; после экстракции выводят ароматические углеводороды и фракционируют другие компоненты в системе фракционирования низкооктанового рафината, причем система фракционирования имеет температуру в верхней части колонны 58-86 С, давление в верхней части колонны 0,1-0,3 МПа, температуру в донной части колонны 155-195 С, давление в донной части колонны 0,15-0,34 МПа и флегмовое число 20-60; выводят синтетическое жидкое топливо из донной части и выводят легкий низкооктановый рафинат из верхней части; выводят очищенный дистиллят через боковой трубопровод, причем боковой трубопровод имеет температуру на выходе 100-140 С и давление на выходе 0,12-0,25 МПа; и вводят нагретый очищенный дистиллят в реакцию в еще одном реакционном блоке; и проводят разделение при высоком давлении полученного реакционного продукта в сепараторе высокого давления. 7. Способ по п.6, где реакционный продукт из указанного реакционного блока вводят в реакцию во втором реакционном блоке после его нагревания во втором нагревательном устройстве и охлажденный полученный продукт подвергают разделению при высоком давлении в сепараторе высокого давления.