技术领域 [0001]本发明实施例涉及石油化工设备技术领域，尤其涉及一种重整装置及其生产方法。 背景技术 [0002]重整装置是以石脑油为原料生产化工原料或高品质汽油的石油化工设备。重整装置内设置多个精馏塔，按照相同压力下不同组分沸点不同的特点，在精馏塔顶与塔底分离出不同产品。 [0003]重整装置中的精馏塔的塔顶设有冷却器，塔底设有再沸器。目前，现有的重整装置中精馏塔的塔底的再沸器采用低压蒸汽加热的外部热源进行供热。 [0004]然而，精馏塔的再沸器采用外部热源供热需要配置专门的供热设备、且热源耗能较高，导致生产成本上升。 发明内容 [0005]本发明实施例提供一种重整装置及其生产方法，以克服现有技术中精馏塔的再沸器采用外部热源供热需要配置专门的供热设备、且热源耗能较高，导致生产成本上升的问题。 [0006]第一方面，本发明实施例提供一种重整装置，包括： [0007]脱戊烷塔(2)、第一换热器(1)、循环油泵(3)、重沸炉(4)、精馏塔(6)和再沸器(5)； [0008]所述第一换热器和所述循环油泵均设置在所述脱戊烷塔的塔底；所述第一换热器的第一入口用于输入原料，第一出口与所述脱戊烷塔的进料口连通； [0009]所述再沸器设置在所述精馏塔的塔底； [0010]所述脱戊烷塔的塔底出料口分别与所述循环油泵和所述再沸器的进液口连通； [0011]所述循环油泵的出液口通过重沸炉与所述脱戊烷塔连通； [0012]所述再沸器出液口与所述第一换热器的第二入口连通，所述第一换热器的第二出口连通下一处理单元。 [0013]在一种可能的设计中，所述装置还包括：第二换热器(7)和脱碳六塔(8)； [0014]所述第二换热器的第一入口用于输入原料，第一出口与第一换热器的第一入口连通； [0015]所述第二换热器的第二入口与脱碳六塔的塔底出料口连通，第二出口通过冷却器连通另一处理单元； [0016]所述第一换热器的第二出口与所述脱碳六塔的进料口连通。 [0017]在一种可能的设计中，所述装置还包括：输送泵(9)； [0018]所述输送泵的进液口与所述脱碳六塔的塔底连通； [0019]所述输送泵的出液口通过所述第二换热器连通另一处理单元。 [0020]在一种可能的设计中，所述装置还包括：冷却器(10)； [0021]所述输送泵的出液口通过所述冷却器连通另一处理单元。 [0022]在一种可能的设计中，所述精馏塔为拔头油汽提塔。 [0023]第二方面，本发明实施例提供一种重整装置生产方法，包括： [0024]原料进入第一换热器加热后，进入脱戊烷塔； [0025]在脱戊烷塔内原料进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，处于脱戊烷塔底； [0026]脱戊烷油的一部分经循环油泵和重沸炉加热后，重新进入脱戊烷塔进行汽化； [0027]脱戊烷油的剩余部分进入再沸器，加热精馏塔使之再沸后，再进入第一换热器为原料加热，并进入下一处理单元。 [0028]在一种可能的设计中，所述方法还包括： [0029]原料在经过第二换热器加热后，再进入第一换热器。 [0030]在一种可能的设计中，所述方法还包括： [0031]脱戊烷油的剩余部分进入再沸器进入第一换热器为原料加热后，进入脱碳六塔； [0032]在脱碳六塔内脱戊烷油进行轻重组分分离，塔顶产品为C6，塔底产品为C6+，塔底产品C6+出塔后经过第二换热器后经过冷却器后进入另一处理单元。 [0033]在一种可能的设计中，所述脱戊烷塔温度为170℃～190℃。 [0034]在一种可能的设计中，所述脱戊烷塔温度为178℃～182℃。 [0035]本发明实施例提供的重整装置及其生产方法，该装置包括脱戊烷塔、第一换热器、循环油泵、重沸炉、精馏塔和再沸器。所述第一换热器和所述循环油泵均设置在所述脱戊烷塔的塔底；所述第一换热器的第一入口用于输入原料，第一出口与所述脱戊烷塔的进料口连通；所述再沸器设置在所述精馏塔的塔底；所述脱戊烷塔的塔底出料口分别与所述循环油泵和所述再沸器的进液口连通；所述循环油泵的出液口通过重沸炉与所述脱戊烷塔连通；所述再沸器出液口与所述第一换热器的第二入口连通，所述第一换热器的第二出口连通下一处理单元。现有技术中使得精馏塔再沸采用蒸汽加热，能耗较大；通过脱戊烷塔底油先进再沸器换热，再与脱戊烷塔进料换热。将脱戊烷油的热量用于精馏塔的再沸器加热，精馏塔的再沸器不使用蒸汽热源，达到节能的目的，降低重整装置分馏系统的操作费用。 附图说明 [0036]为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作一简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动性的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。 [0037]图1为现有技术的重整装置的结构示意图； [0038]图2为本发明一实施例提供的重整装置的结构示意图； [0039]图3为本发明另一实施例提供的重整装置的结构示意图； [0040]图4为本发明另一实施例提供的重整装置的结构示意图； [0041]图5为本发明一实施例提供的重整装置生产方法的流程示意图； [0042]图6为本发明另一实施例提供的重整装置生产方法的流程示意图。 [0043]附图标记： [0044]第一换热器-1； [0045]脱戊烷塔-2； [0046]循环油泵-3； [0047]重沸炉-4； [0048]再沸器-5； [0049]精馏塔-6； [0050]第二换热器-7； [0051]脱碳六塔-8； [0052]输送泵-9； [0053]冷却器-10。 具体实施方式 [0054]为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。 [0055]需要说明的是，当元件被称为“固定于”或“设置于”另一个元件，它可以直接在另一个元件上或者间接在该另一个元件上。当一个元件被称为是“连接于”另一个元件，它可以是直接连接到另一个元件或间接连接至该另一个元件上。 [0056]需要理解的是，术语“长度”、“宽度”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。 [0057]此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，“多个”、“若干个”的含义是两个或两个以上，除非另有明确具体的限定。 [0058]重整装置是以石脑油为原料生产化工原料或高品质汽油的石油化工设备。重整装置内设置多个精馏塔，按照相同压力下不同组分沸点不同的特点，在精馏塔顶与塔底分离出不同产品。 [0059]重整装置中的精馏塔的塔顶设有冷却器，塔底设有再沸器。目前，参考图1，现有的重整装置中精馏塔的塔底的再沸器采用低压蒸汽加热的外部热源进行供热。然而，精馏塔的再沸器采用外部热源供热需要配置专门的供热设备、且热源耗能较高，导致生产成本上升。本发明实施例提供一种重整装置通过脱戊烷塔底油先进再沸器换热，再与脱戊烷塔进料换热。将脱戊烷油的热量用于精馏塔的再沸器加热，精馏塔的再沸器不使用蒸汽热源，达到节能的目的。 [0060]实施例一 [0061]图2为本发明一实施例提供的重整装置的结构示意图。 [0062]该重整装置，包括： [0063]脱戊烷塔2、第一换热器1、循环油泵3、重沸炉4、精馏塔6和再沸器5。 [0064]所述第一换热器1和所述循环油泵3均设置在所述脱戊烷塔2的塔底。 [0065]所述第一换热器1的第一入口用于输入原料，第一出口与所述脱戊烷塔2的进料口连通。 [0066]所述再沸器5设置在所述精馏塔6的塔底。 [0067]所述脱戊烷塔2的塔底出料口分别与所述循环油泵3和所述再沸器5的进液口连通。 [0068]所述循环油泵3的出液口通过重沸炉4与所述脱戊烷塔2连通。 [0069]所述再沸器5出液口与所述第一换热器1的第二入口连通，所述第一换热器1的第二出口连通下一处理单元。 [0070]在本实施例中，经过预处理的原料，如重整生成油进入第一换热器1进行加热后，进入脱戊烷塔2，在脱戊烷塔2内重整生成油进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，在脱戊烷塔底；一部分的脱戊烷油经脱戊烷塔底循环油泵3送入到脱戊烷塔底的重沸炉4，重新加热后返回脱戊烷塔内汽化。另一部分的脱戊烷油进入精馏塔6的塔底的再沸器5，加热精馏塔6使得精馏塔6再沸后，进入第一换热器1，为新进入的加热重整生成油，并进入下一处理单元。其中，汽化是在塔内提供从塔底向上升的汽相物流，通过塔内件与从塔顶向往下运动的液相物流进行汽液接触，接触过程进行传质与传热，由于混合物流中所含的轻重组分沸点有差异，汽液接触后造成轻组分不断地汇集在汽相中并向上运动，汽相中轻组分的浓度越来越高，最后从塔顶逸出；而重组分不断汇集在液相中并向下运动，液相中重组分的浓度越来越高，最后从塔底抽出，最终的结果是进塔的混合物流因为轻重不同而得以分离。 [0071]从上述实施例的描述可知，现有技术中使得精馏塔再沸采用蒸汽加热，能耗较大；通过脱戊烷塔底油先进再沸器换热，再与脱戊烷塔进料换热。将脱戊烷油的热量用于精馏塔的再沸器加热，精馏塔的再沸器不使用蒸汽热源，达到节能的目的。 [0072]实施例二 [0073]图3为本发明另一实施例提供的重整装置的结构示意图。 [0074]该重整装置，包括： [0075]脱戊烷塔2、第一换热器1、循环油泵3、重沸炉4、精馏塔6、再沸器5、第二换热器7和脱碳六塔8。 [0076]所述第一换热器1和所述循环油泵3均设置在所述脱戊烷塔2的塔底。 [0077]所述第一换热器1的第一入口用于输入原料，第一出口与所述脱戊烷塔2的进料口连通。 [0078]所述再沸器5设置在所述精馏塔6的塔底。 [0079]所述脱戊烷塔2的塔底出料口分别与所述循环油泵3和所述再沸器5的进液口连通。 [0080]所述循环油泵3的出液口通过重沸炉4与所述脱戊烷塔2连通。 [0081]所述再沸器5出液口与所述第一换热器1的第二入口连通，所述第一换热器1的第二出口连通下一处理单元。 [0082]所述第二换热器7的第一入口用于输入原料，第一出口与第一换热器1的第一入口连通； [0083]所述第二换热器7的第二入口与脱碳六塔8的塔底出料口连通，第二出口通过冷却器连通另一处理单元； [0084]所述第一换热器1的第二出口与所述脱碳六塔8的进料口连通。 [0085]在本实施例中，经过预处理的原料，如重整生成油进入第一换热器1进行加热后，进入脱戊烷塔2，在脱戊烷塔2内重整生成油进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，在脱戊烷塔底；一部分的脱戊烷油经脱戊烷塔底循环油泵3送入到脱戊烷塔底的重沸炉4，重新加热后返回脱戊烷塔内汽化；另一部分的脱戊烷油进入精馏塔6的塔底的再沸器5，加热精馏塔6使得精馏塔6再沸后，进入第一换热器1，为新进入的加热重整生成油，并进入脱碳六塔8；在脱碳六塔内脱戊烷油进行轻重组分分离，塔顶产品为C6，塔底产品为C6+，塔底产品C6+出塔后经过第二换热器后进入另一处理单元。 [0086]从上述实施例的描述可知，现有技术中使得精馏塔再沸采用蒸汽加热，能耗较大；通过脱戊烷塔底油先进再沸器换热，再与脱戊烷塔进料换热。将脱戊烷油的热量用于精馏塔的再沸器加热，精馏塔的再沸器不使用蒸汽热源，达到节能的目的，降低重整装置分馏系统的操作费用。 [0087]实施例三 [0088]图4为本发明另一实施例提供的重整装置的结构示意图。 [0089]该重整装置，包括： [0090]脱戊烷塔2、第一换热器1、循环油泵3、重沸炉4、精馏塔6、再沸器5、第二换热器7、脱碳六塔8、输送泵9、和冷却器10。 [0091]该重整装置，包括： [0092]脱戊烷塔2、第一换热器1、循环油泵3、重沸炉4、精馏塔6、再沸器5、第二换热器7和脱碳六塔8。 [0093]所述第一换热器1和所述循环油泵3均设置在所述脱戊烷塔2的塔底。 [0094]所述第一换热器1的第一入口用于输入原料，第一出口与所述脱戊烷塔2的进料口连通。 [0095]所述再沸器5设置在所述精馏塔6的塔底。 [0096]所述脱戊烷塔2的塔底出料口分别与所述循环油泵3和所述再沸器5的进液口连通。 [0097]所述循环油泵3的出液口通过重沸炉4与所述脱戊烷塔2连通。 [0098]所述再沸器5出液口与所述第一换热器1的第二入口连通，所述第一换热器1的第二出口连通下一处理单元。 [0099]所述第二换热器7的第一入口用于输入原料，第一出口与第一换热器1的第一入口连通； [0100]所述第二换热器7的第二入口与脱碳六塔8的塔底出料口连通，第二出口通过冷却器连通另一处理单元； [0101]所述第一换热器1的第二出口与所述脱碳六塔8的进料口连通。 [0102]其中，所述输送泵9的进液口与所述脱碳六塔8的塔底连通； [0103]所述输送泵9的出液口通过所述第二换热器7连通另一处理单元。 [0104]所述输送泵9的出液口通过所述冷却器10连通另一处理单元。 [0105]在本实施例中，经过预处理的原料，如重整生成油进入第一换热器1进行加热后，进入脱戊烷塔2，在脱戊烷塔2内重整生成油进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，在脱戊烷塔底；一部分的脱戊烷油经脱戊烷塔底循环油泵3送入到脱戊烷塔底的重沸炉4，重新加热后返回脱戊烷塔内汽化；另一部分的脱戊烷油进入精馏塔6的塔底的再沸器5，加热精馏塔6使得精馏塔6再沸后，进入第一换热器1，为新进入的加热重整生成油，并进入脱碳六塔8；在脱碳六塔内脱戊烷油进行轻重组分分离，塔顶产品为C6，塔底产品为C6+，塔底产品C6+出塔后经过第二换热器后经过冷却器冷却后进入另一处理单元。 [0106]实施例四 [0107]图5为本发明一实施例提供的重整装置生产方法的流程示意图。 [0108]该整装置生产方法，包括： [0109]S501：原料进入第一换热器加热后，进入脱戊烷塔。 [0110]S502：在脱戊烷塔内原料进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，处于脱戊烷塔底。 [0111]S503：脱戊烷油的一部分经循环油泵和重沸炉加热后，重新进入脱戊烷塔进行汽化。 [0112]S504：脱戊烷油的剩余部分进入再沸器，加热精馏塔使之再沸后，再进入第一换热器为原料加热，并进入下一处理单元。 [0113]在本实施例中，原料可以是重整生成油。 [0114]重整生成油通过第一换热器与脱戊烷塔底油换热后，入脱戊烷塔温度可以是170℃～190℃。进一步优选为178℃～182℃，具体地入脱戊烷塔温度包括但不限于：170℃、172℃、175℃、177℃、179℃、182℃、185℃、188℃或190℃等。 [0115]实施例五 [0116]图6为本发明另一实施例提供的重整装置生产方法的流程示意图。 [0117]该整装置生产方法，包括： [0118]S601：原料在经过第二换热器加热后，再进入第一换热器。 [0119]S602：原料进入第一换热器加热后，进入脱戊烷塔。 [0120]S603：在脱戊烷塔内原料进行轻重组分分离，重组分为脱戊烷油，处于脱戊烷塔底。 [0121]S604：脱戊烷油的一部分经循环油泵和重沸炉加热后，重新进入脱戊烷塔进行汽化。 [0122]S605：脱戊烷油的剩余部分进入再沸器，加热精馏塔使之再沸后，再进入第一换热器为原料加热。 [0123]S606：脱戊烷油的剩余部分进入再沸器进入第一换热器为原料加热后，进入脱碳六塔。 [0124]S607：在脱碳六塔内脱戊烷油进行轻重组分分离，塔顶产品为C6，塔底产品为C6+，塔底产品C6+出塔后经过第二换热器后经过冷却器后进入另一处理单元。 [0125]在本实施例中，工艺参数如下： [0126]脱戊烷塔进料温度为180℃，脱戊烷塔顶压力为0.91MPa，脱戊烷塔塔底温度为215℃，脱戊烷塔底再沸炉出口温度为225℃。 [0127]当精馏塔为拔头油汽提塔时，拔头油汽提塔进料温度为91℃，拔头油汽提塔顶压力为1.16MPa，拔头油汽提塔塔底温度为116℃，拔头油汽提塔底重沸器出口温度为118℃。 [0128]脱碳六塔进料温度为117℃，脱碳六塔顶压力为0.06MPa，脱碳六塔塔底温度为144℃，脱碳六塔底重沸器出口温度为148℃。 [0129]C6+经脱碳六塔底油换热器1与重整生成油换后的温度为64℃。 [0130]拔头油汽提塔底再沸器换热负荷为716kW，第一换热器的换热负荷为4214kW，脱碳六塔底油第二换热器的换热负荷为2718kW，冷却器冷却负荷为671kW。 [0131]实验数据显示，本实施例的拔头油汽提塔再沸器停用蒸汽加热，重整装置低压蒸汽用量减少1.1t/h。 [0132]本说明书中各实施例或实施方式采用递进的方式描述，每个实施例重点说明的都是与其他实施例的不同之处，各个实施例之间相同相似部分相互参见即可。 [0133]在本说明书的描述中，参考术语“一个实施方式”、“一些实施方式”、“示意性实施方式”、“示例”、“具体示例”、或“一些示例”等的描述意指结合实施方式或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本发明的至少一个实施方式或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不一定指的是相同的实施方式或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任何的一个或多个实施方式或示例中以合适的方式结合。 [0134]最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。