Btx芳烴的增產(chǎn)方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種BTX芳烴的增產(chǎn)方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中重質(zhì)芳烴和非芳烴利用價(jià)值低的問(wèn)題。本發(fā)明通過(guò)將來(lái)自重整、催化裂化、汽油加氫裝置的含較多芳環(huán)或多環(huán)的碳六及以上重質(zhì)組分的混合物和氫氣送入含有分子篩催化劑的固定床反應(yīng)器，得到的富含BTX的反應(yīng)產(chǎn)物，并且通過(guò)調(diào)整反應(yīng)液相產(chǎn)物和碳九及以上餾分的循環(huán)量來(lái)調(diào)整產(chǎn)品BTX組成的技術(shù)方案，提高了原料的附加值，較好地解決了上述技術(shù)問(wèn)題，可用于芳烴的工業(yè)生產(chǎn)中。
【專利說(shuō)明】BTX芳烴的增產(chǎn)方法

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001] 本發(fā)明涉及一種BTX芳烴的增產(chǎn)方法。

【背景技術(shù)】
[0002] 工業(yè)上一般是對(duì)重整工藝制成的重整產(chǎn)品和由石腦油裂解得到的裂解汽油進(jìn)行 溶劑抽提分離BTX芳烴和非芳烴的，這一過(guò)程是根據(jù)芳烴、非芳烴在使用溶劑中的極性不 同，達(dá)到分離目標(biāo)芳烴的目的。溶劑抽提BTX雖然可以得到較高純度的BTX芳烴，但是需要 一套復(fù)雜的溶劑抽提裝置，而且抽提溶劑在抽提操作過(guò)程中需要源源不斷地補(bǔ)充進(jìn)去，溶 劑抽提方法從獲得高純度的芳香烴混合上看是有利的，但從需要額外的溶劑萃取設(shè)備和在 設(shè)備運(yùn)行中需要連續(xù)投入溶劑上看時(shí)不利的，因此溶劑抽提過(guò)程占據(jù)了制取BTX芳烴成本 的極大比例。從輕質(zhì)芳烴產(chǎn)物中來(lái)看產(chǎn)物中含大量甲苯，與分離后的重質(zhì)芳烴以及非芳利 用價(jià)值較低，相比之下苯和二甲苯的價(jià)值較高。
[0003] BTX是石油化工的重要有機(jī)化工基礎(chǔ)原料。BTX，B為苯、T為甲苯，X為二甲苯。隨 著全球的經(jīng)濟(jì)增長(zhǎng)，BTX芳烴在今后將繼續(xù)保持市場(chǎng)增長(zhǎng)。生產(chǎn)芳烴的主要資源有催化重整 生成油、理解汽油以及煤焦油。裂解汽油中芳烴含量高達(dá)60%，是制取芳烴的重要原料。由 于國(guó)際原油價(jià)格長(zhǎng)期在高位震蕩，近年來(lái)我國(guó)乙烯裂解原料來(lái)源多元化并有逐漸趨重的趨 勢(shì)，將導(dǎo)致副產(chǎn)裂解汽油產(chǎn)量增長(zhǎng)，為增產(chǎn)BTX芳烴提供了原料保證。
[0004] 美國(guó)專利US3, 729, 409提出與芳烴混合的非芳烴在催化劑的存在下通過(guò)加氫裂 解反應(yīng)而轉(zhuǎn)化成低碳烷烴，通過(guò)汽-液分離器可從非芳烴中分離出芳烴。另外，美國(guó)專利 US3, 849, 290和US3, 950, 241還提出了一種通過(guò)使與芳烴混合的直鏈烴組分在ZSM-5型沸 石的存在下經(jīng)加氫裂解反應(yīng)轉(zhuǎn)化成氣態(tài)組分以增加液態(tài)組分中的芳烴含量以制備高質(zhì)量 的揮發(fā)性油組分的方法。美國(guó)專利US5, 865, 986和US6, 001，241進(jìn)一步揭示了一種石腦油 餾分升級(jí)方法，通過(guò)在部分反應(yīng)中沸石基催化劑，以增加芳烴的產(chǎn)出。
[0005] 中國(guó)專利CN101348405B提出利用無(wú)粘結(jié)劑沸石載體負(fù)載貴金屬的高效雙功能催 化劑用于烴類原料轉(zhuǎn)化為輕質(zhì)芳烴和輕質(zhì)烷烴，通過(guò)該過(guò)程，原料中的重質(zhì)芳烴經(jīng)過(guò)脫烷 基反應(yīng)和非芳烴加氫裂解反應(yīng)，生成高附加值的BTX輕質(zhì)芳烴。美國(guó)專利No. 3, 729, 409 提出與芳烴混合的非芳烴在催化劑的存在下通過(guò)加氫裂解反應(yīng)而轉(zhuǎn)化成低碳烷烴，通過(guò) 汽-液分離器可從非芳烴中分離出芳烴。
[0006] 韓國(guó)SK專利CN127892C通過(guò)類似方法，將重整產(chǎn)品和裂解汽油等升級(jí)制備成液化 石油氣和輕質(zhì)芳烴。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0007] 本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是現(xiàn)有技術(shù)中對(duì)于低芳烴混合物，傳統(tǒng)溶劑抽提分離 過(guò)程存在僅簡(jiǎn)單對(duì)BTX芳烴進(jìn)行分離，輕質(zhì)芳烴產(chǎn)物中大量甲苯與重質(zhì)芳烴以及非芳利用 價(jià)值低的問(wèn)題，提供了一種新的BTX的增產(chǎn)方法，該方法具有烴類原料分離簡(jiǎn)單，產(chǎn)物附加 值高，避免溶劑抽提過(guò)程，非芳烴利用價(jià)值高的優(yōu)點(diǎn)。
[0008] 為解決上述技術(shù)問(wèn)題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種BTX芳烴的增產(chǎn)方法，依 次包括以下步驟： a) 重質(zhì)芳烴和非芳烴原料經(jīng)凈化、升溫處理后，與氫氣混合，進(jìn)入裝有催化劑的固定床 反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，生成含苯、甲苯、二甲苯的芳烴產(chǎn)物； b) 芳烴產(chǎn)物經(jīng)冷凝分為氣相和液相，氣相產(chǎn)物包含低碳烷烴和氫氣，液相產(chǎn)物包含少 量非芳烴；其中，液相產(chǎn)物分為兩股，第一股占10?80%重量的液相產(chǎn)物返回步驟a)中的 固定床反應(yīng)器中，第二股占20?90%重量的液相產(chǎn)物送入汽提塔； c) 第二股占20?90%重量的液相產(chǎn)物進(jìn)入汽提塔中部，從塔頂回流罐得到液化氣，塔 釜得到碳六及以上物料； d) 所述碳六及以上物料進(jìn)入苯塔，分離后塔頂?shù)玫奖疆a(chǎn)品，塔釜得到碳七及以上物 料； e) 所述碳七及以上物料進(jìn)入甲苯塔中部，塔頂?shù)玫郊妆疆a(chǎn)品，塔釜得到碳八及以上物 料； f) 所述碳八及以上物料進(jìn)入二甲苯塔中部，塔頂?shù)玫交於妆疆a(chǎn)品，塔釜得到碳九及 以上餾分；其中，碳九及以上餾分分為兩股，第一股占0?100%重量的碳九及以上餾分返回 步驟a)中的固定床反應(yīng)器中，第二股占0?100%重量的碳九及以上餾分采出。
[0009] 在上述技術(shù)方案中，優(yōu)選的技術(shù)方案，重質(zhì)芳烴和非芳烴原料是選自裂解裝置的 副產(chǎn)碳六及以上組分，重整、催化裂化、汽油加氫裝置來(lái)的含芳環(huán)或多環(huán)的碳六及以上重質(zhì) 組分混合物；經(jīng)凈化處理后重質(zhì)芳烴和非芳烴原料中硫重量含量小于200ppm，烯烴或雙烯 烴重量含量小于20% ;催化劑中含有選自Pt、和Pb中的至少一種，以催化劑重量百分含量計(jì) 優(yōu)選范圍為0. 〇Γ〇. 5% ;反應(yīng)器為單段或多段式的固定床絕熱反應(yīng)器；固定床反應(yīng)器進(jìn)料 中，氫分壓為優(yōu)選范圍〇. 25~2. 5 MPa，反應(yīng)溫度優(yōu)選范圍為20(T50(TC，液相重量空速優(yōu)選 范圍為0. fiotr1 ;優(yōu)選的技術(shù)方案，第一股占 20?60%重量的液相產(chǎn)物，在送入固定床反 應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的重質(zhì)芳烴和非芳烴原料混合；二甲苯塔塔釜第一股優(yōu)選范圍 為0?60%重量的碳九及以上餾分，在送入固定床反應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的重質(zhì)芳烴 和非芳烴原料混合；汽提塔頂操作壓力優(yōu)選范圍為0. 0?1. OMPa，更優(yōu)選范圍0. 5~1. OMPa， 塔頂操作溫度優(yōu)選范圍為60?200°C，更優(yōu)選范圍為120?200°C;苯塔塔頂操作壓力優(yōu)選 范圍為0. 0?0. 5MPa，更優(yōu)選范圍為0. (TO. 2MPa，塔頂操作溫度優(yōu)選范圍為80?160°C， 更優(yōu)選范圍為80?120°C ;甲苯塔塔頂操作壓力優(yōu)選范圍為0. 0?0. 5MPa，更優(yōu)選范圍為 0. (TO. 2MPa(g)，操作溫度更優(yōu)選范圍為110?200°C，更優(yōu)選范圍為110?155°C ;二甲苯 塔塔頂操作壓力優(yōu)選范圍為〇?〇. 5MPa，更優(yōu)選范圍為0. (TO. 2MPa，操作溫度優(yōu)選范圍為 140?220°C，更優(yōu)選范圍為140?190°C。
[0010] 本發(fā)明的技術(shù)方案中，反應(yīng)的氣體產(chǎn)物可以通過(guò)進(jìn)一步處理分離出氫氣和低碳烷 烴，氫氣可以返回反應(yīng)系統(tǒng)循環(huán)利用，低碳烷烴可以作為乙烯裂解裝置生產(chǎn)乙烯或丙烯的 原料；重質(zhì)非芳的加氫裂化反應(yīng)是一個(gè)高放熱反應(yīng)，可實(shí)現(xiàn)反應(yīng)熱量自給，能耗低；二甲苯 塔釜重質(zhì)組成可以作為優(yōu)質(zhì)車用燃料的調(diào)和組分；循環(huán)BTX或碳九以上組分不僅可以帶走 反應(yīng)熱來(lái)降低床層溫升，而且可以優(yōu)化調(diào)整芳烴產(chǎn)品比例，因此可以根據(jù)原料條件及產(chǎn)品 要求靈活調(diào)整工藝方案，取得了較好的技術(shù)效果。

【專利附圖】

【附圖說(shuō)明】
[0011] 圖1為BTX芳烴的增產(chǎn)工藝流程示意圖。
[0012] 圖1中I為反應(yīng)單元，II為產(chǎn)物分離器，III汽提塔，IV為苯塔，V為甲苯塔，VI為二 甲苯塔。1為新鮮原料，2為循環(huán)液相產(chǎn)物，3為氫氣，4為循環(huán)碳九及以上組分原料，5為反 應(yīng)產(chǎn)物，6為反應(yīng)氣體產(chǎn)物，7為反應(yīng)液體產(chǎn)物，8為L(zhǎng)PG，9為苯塔進(jìn)料，10為苯產(chǎn)品，11為甲 苯塔進(jìn)料，12為甲苯產(chǎn)品，13為二甲苯塔進(jìn)料，14為二甲苯產(chǎn)品，15為二甲苯塔釜采出。
[0013] 圖1所示的BTX芳烴的增產(chǎn)工藝流程中，新鮮原料1、氫氣3和循環(huán)原料2、4進(jìn)入反 應(yīng)單元I，反應(yīng)產(chǎn)物5進(jìn)入產(chǎn)物分離器II進(jìn)行汽液分離，分離的反應(yīng)液相產(chǎn)物7分成兩股， 一股液相產(chǎn)物2循環(huán)回反應(yīng)單元，另一股液相產(chǎn)物進(jìn)入汽提塔III，在汽提塔塔頂?shù)玫絃PG， 苯塔進(jìn)料9從汽提塔釜來(lái)，苯塔IV塔頂采出苯產(chǎn)品10,甲苯塔V塔頂?shù)玫郊桩a(chǎn)品12,二甲苯 塔VI塔頂?shù)玫交於妆疆a(chǎn)品14,塔釜的到碳九及以上組分，部分循環(huán)碳九及以上組分4返 回反應(yīng)系統(tǒng)，部分重組分15塔釜排出。
[0014] 下面通過(guò)實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實(shí)施例。
[0015]

【具體實(shí)施方式】
[0016] 【實(shí)施例1】 以c6+為原料(其中苯含量為24. 4噸/小時(shí)，甲苯含量為9. 3噸/小時(shí)，二甲苯含量為 2. 1噸/小時(shí)，乙苯含量為3. 6噸/小時(shí))，采用圖1工藝技術(shù)增產(chǎn)BTX，其中反應(yīng)液相產(chǎn)物 循環(huán)量以重量百分比計(jì)為30%。反應(yīng)單元，反應(yīng)器為單段固定床絕熱反應(yīng)器，反應(yīng)壓力2. 75 MPa，反應(yīng)溫度360°C，氫分壓1. 4 MPa，液相重量空速為2. 11Γ1 ;汽提塔為44層浮閥塔盤， 塔頂操作壓力為〇. 7MPa，塔頂分凝器控制溫度為40°C，排出不凝氣，其中乙烷摩爾濃度為 44. 1 %，丙烷摩爾濃度為36. 9 %，其他輕烴19. Omol%。苯塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓 力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?9. 6噸/小時(shí)純度為99. 95wt%的苯產(chǎn)品。甲苯塔采用55層浮閥 塔盤，塔頂操作壓力為〇. 〇5MPa，塔頂?shù)玫?3. 7噸/小時(shí)純度為99. 9wt%的甲苯產(chǎn)品。二甲 苯塔采用80層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?. 0噸/小時(shí)純度為87. 7wt% 的二甲苯產(chǎn)品，其中乙苯含量為12. 3 wt%。因此，采用本工藝技術(shù)，得到的產(chǎn)品中苯減少4. 8 噸/小時(shí)，甲苯增加4.4噸/小時(shí)，二甲苯增加1.4噸/小時(shí)，乙苯減少3. 1噸/小時(shí)，提高 了產(chǎn)品附加值。
[0017] 催化劑為氫型無(wú)粘結(jié)劑ZSM-5沸石（Si02/Al20 3摩爾比為90)上負(fù)載重量百分比計(jì) 0. 17% 的 Pt 和 0. 50% 的 Pb。
[0018] 【實(shí)施例2】 以重整C9+為原料(苯含量為0. 03噸/小時(shí)，甲苯含量為39. 5噸/小時(shí)，二甲苯含量為 33. 9噸/小時(shí)，C9+芳烴含量為524. 5噸/小時(shí))，采用圖1工藝技術(shù)增產(chǎn)BTX，其中反應(yīng)液相 產(chǎn)物循環(huán)量以重量百分比計(jì)為30%。反應(yīng)單元，反應(yīng)壓力2. 8 MPa，反應(yīng)溫度320°C，氫分壓 1. 14 MPa ;汽提塔為44層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 7MPa，塔頂分凝器控制溫度為40°C， 排出不凝氣，其中乙烷摩爾濃度為20. 3%，丙烷摩爾濃度為66. 3%，其他輕烴13. 4mol%。苯 塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?9. 7噸/小時(shí)純度為99. 95wt% 的苯產(chǎn)品。甲苯塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?72. 2噸/小時(shí) 純度為99. 9wt%的甲苯產(chǎn)品。二甲苯塔采用80層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂 得到137. 5噸/小時(shí)純度為99. 7wt%的二甲苯產(chǎn)品。因此，采用本工藝技術(shù)，得到的產(chǎn)品中 苯增加59. 7噸/小時(shí)，甲苯增加132. 7噸/小時(shí)，二甲苯增加103. 6噸/小時(shí)，提高了產(chǎn)品 附加值。
[0019] 催化劑為氫型無(wú)粘結(jié)劑絲光沸石（Si02/Al20 3摩爾比為30)上負(fù)載重量百分比計(jì) 0. 06% 的 Pt 和 0. 08% 的 Pb。
[0020] 【實(shí)施例3】 以重整C9+為原料(苯含量為0. 1噸/小時(shí)，甲苯含量為40噸/小時(shí)，二甲苯含量為33. 9 噸/小時(shí)，C9+芳烴含量為524. 5噸/小時(shí))，采用圖1工藝技術(shù)增產(chǎn)BTX，其中反應(yīng)液相產(chǎn)物 循環(huán)量以重量百分比計(jì)為50%。反應(yīng)單元，反應(yīng)壓力2. 8 MPa，反應(yīng)溫度320°C，氫分壓1.14 MPa ;汽提塔為44層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 7MPa，塔頂分凝器控制溫度為40°C，排出 不凝氣，其中乙烷摩爾濃度為20. 3 %，丙烷摩爾濃度為66. 3 %，其他輕烴13. 4mol%。苯塔采 用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?9. 7噸/小時(shí)純度為99. 95wt%的苯 產(chǎn)品。甲苯塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?72. 2噸/小時(shí)純度 為99. 9wt%的甲苯產(chǎn)品。二甲苯塔采用80層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?137. 5噸/小時(shí)純度為99. 7wt%的二甲苯產(chǎn)品。因此，采用本工藝技術(shù)，得到的產(chǎn)品中苯增 加59. 7噸/小時(shí)，甲苯增加132. 7噸/小時(shí)，二甲苯增加103. 6噸/小時(shí)，提高了產(chǎn)品附加 值。其中，第一股占50%重量的液相產(chǎn)物，在送入固定床反應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的重 質(zhì)芳烴和非芳烴原料混合；二甲苯塔塔釜第一股占40%重量的碳九及以上餾分，在送入固 定床反應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的重質(zhì)芳烴和非芳烴原料混合. 催化劑為氫型無(wú)粘結(jié)劑絲光沸石（Si02/Al203摩爾比為30)上負(fù)載重量百分比計(jì)0. 06% 的 Pt 和 0. 08% 的 Pb。
[0021] 【實(shí)施例4】 以C6+為原料(其中苯含量為20. 4噸/小時(shí)，甲苯含量為9. 0噸/小時(shí)，二甲苯含量為 2. 1噸/小時(shí)，乙苯含量為3. 0噸/小時(shí))，采用圖1工藝技術(shù)增產(chǎn)BTX，其中反應(yīng)液相產(chǎn)物 循環(huán)量以重量百分比計(jì)為30%。圖1所示的BTX芳烴的增產(chǎn)工藝流程中，新鮮原料1、氫氣 3和循環(huán)原料2、4進(jìn)入反應(yīng)單元I，反應(yīng)產(chǎn)物5進(jìn)入產(chǎn)物分離器II進(jìn)行汽液分離，分離的反 應(yīng)液相產(chǎn)物7分成兩股，一股液相產(chǎn)物2循環(huán)回反應(yīng)單元，另一股液相產(chǎn)物進(jìn)入汽提塔III， 在汽提塔塔頂?shù)玫絃PG，苯塔進(jìn)料9從汽提塔釜來(lái)，苯塔IV塔頂采出苯產(chǎn)品10,甲苯塔V塔 頂?shù)玫郊桩a(chǎn)品12,二甲苯塔VI塔頂?shù)玫交於妆疆a(chǎn)品14,塔釜的到碳九及以上組分，部分 循環(huán)碳九及以上組分4返回反應(yīng)系統(tǒng)，部分重組分15塔釜排出。
[0022] 反應(yīng)單元中，反應(yīng)器為單段固定床絕熱反應(yīng)器，反應(yīng)壓力2.75 MPa，反應(yīng)溫度 360°C，氫分壓1.4 MPa，液相重量空速為2. 11Γ1 ;汽提塔為44層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為 0. 7MPa，塔頂分凝器控制溫度為40°C，排出不凝氣，其中乙烷摩爾濃度為44. 1 %，丙烷摩爾 濃度為36. 9%，其他輕烴19. Omol%。苯塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 05MPa，塔 頂?shù)玫?9. 6噸/小時(shí)純度為99. 95wt%的苯產(chǎn)品。甲苯塔采用55層浮閥塔盤，塔頂操作壓 力為0. 05MPa，塔頂?shù)玫?3. 7噸/小時(shí)純度為99. 9wt%的甲苯產(chǎn)品。二甲苯塔采用80層浮 閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 〇5MPa，塔頂?shù)玫?. 0噸/小時(shí)純度為87. 7wt%的二甲苯產(chǎn)品，其 中乙苯含量為12. 3 wt%。因此，采用本工藝技術(shù)，得到的產(chǎn)品中苯減少4. 5噸/小時(shí)，甲苯 增加4. 8噸/小時(shí)，二甲苯增加1. 6噸/小時(shí)，乙苯減少3. 0噸/小時(shí)，提高了產(chǎn)品附加值。 [0023] 催化劑為氫型無(wú)粘結(jié)劑ZSM-5沸石（Si02/Al203摩爾比為200)上負(fù)載重量百分比 計(jì) 0· 19% 的 Pt 和 0· 60% 的 Pb。
【權(quán)利要求】
1. 一種BTX芳烴的增產(chǎn)方法，依次包括以下步驟： a)重質(zhì)芳烴和非芳烴原料經(jīng)凈化、升溫處理后，與氫氣混合，進(jìn)入裝有催化劑的固定 床反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，生成含苯、甲苯、二甲苯的芳烴產(chǎn)物； b) 芳烴產(chǎn)物經(jīng)冷凝分為氣相和液相，氣相產(chǎn)物包含低碳烷烴和氫氣，液相產(chǎn)物包含少 量非芳烴；其中，液相產(chǎn)物分為兩股，第一股占10?80%重量的液相產(chǎn)物返回步驟a)中的 固定床反應(yīng)器中，第二股占20?90%重量的液相產(chǎn)物送入汽提塔； c) 第二股占20?90%重量的液相產(chǎn)物進(jìn)入汽提塔中部，從塔頂回流罐得到液化氣，塔 釜得到碳六及以上物料； d) 所述碳六及以上物料進(jìn)入苯塔，分離后塔頂?shù)玫奖疆a(chǎn)品，塔釜得到碳七及以上物 料； e) 所述碳七及以上物料進(jìn)入甲苯塔中部，塔頂?shù)玫郊妆疆a(chǎn)品，塔釜得到碳八及以上物 料； f) 所述碳八及以上物料進(jìn)入二甲苯塔中部，塔頂?shù)玫交於妆疆a(chǎn)品，塔釜得到碳九及 以上餾分；其中，碳九及以上餾分分為兩股，第一股占0?100%重量的碳九及以上餾分返回 步驟a)中的固定床反應(yīng)器中，第二股占0?100%重量的碳九及以上餾分采出。
2. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于重質(zhì)芳烴和非芳烴原料是 選自裂解裝置的副產(chǎn)碳六及以上組分，重整、催化裂化、汽油加氫裝置來(lái)的含芳環(huán)或多環(huán)的 碳六及以上重質(zhì)組分混合物。
3. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于經(jīng)凈化處理后重質(zhì)芳烴和 非芳烴原料中硫重量含量小于200ppm，烯烴或雙烯烴重量含量小于20%。
4. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于催化劑中含有選自Pt、和 Pb中的至少一種，以催化劑重量百分含量計(jì)為0. 01、. 5%。
5. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于反應(yīng)器為單段或多段式的 固定床絕熱反應(yīng)器。
6. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于固定床反應(yīng)器進(jìn)料中，氫分 壓為0. 25?2. 5 MPa,反應(yīng)溫度為20(T50(TC，液相重量空速為0. 1?lOh'
7. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于步驟b)中，第一股占20? 60%重量的液相產(chǎn)物，在送入固定床反應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的重質(zhì)芳烴和非芳烴原料 混合。
8. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于步驟f)中，二甲苯塔的塔 釜第一股占〇?60%重量的碳九及以上餾分，在送入固定床反應(yīng)器之前，與經(jīng)凈化處理后的 重質(zhì)芳烴和非芳烴原料混合。
9. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于汽提塔頂操作壓力為 0. 0?1. OMPa，塔頂操作溫度為60?200°C;苯塔塔頂操作壓力為0. 0?0. 5MPa，塔頂操作 溫度為80?160°C。
10. 根據(jù)權(quán)利要求1所述的BTX芳烴的增產(chǎn)方法，其特征在于甲苯塔塔頂操作壓力為 0. 0?0. 5MPa，操作溫度為110?200°C ;二甲苯塔塔頂操作壓力為0?0. 5MPa，操作溫度 為 140 ?220 °C。
【文檔編號(hào)】C07C15/08GK104109073SQ201310129792
【公開(kāi)日】2014年10月22日 申請(qǐng)日期:2013年4月16日 優(yōu)先權(quán)日:2013年4月16日
【發(fā)明者】李木金, 施德, 楊衛(wèi)勝, 賀來(lái)賓 申請(qǐng)人:中國(guó)石油化工股份有限公司, 中國(guó)石油化工股份有限公司上海石油化工研究院