本發(fā)明涉及一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法及其組合裝置，以及一種煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的方法及其設(shè)備。

背景技術(shù)：

鄰二甲苯是重要的化工原料之一。我國近年來鄰二甲苯的需求正逐漸增大，而生產(chǎn)鄰二甲苯的原料通常為石油基石腦油，如直餾石腦油和二次加工石腦油。但是隨著開采原油的重質(zhì)化和劣質(zhì)化趨勢明顯，用于生產(chǎn)鄰二甲苯的石油基石腦油供應(yīng)緊張，不足以匹配日益增長的鄰二甲苯需求，所以迫切需求適用于生產(chǎn)鄰二甲苯的原料。

煤直接液化是煤制油的方法之一，將煤轉(zhuǎn)變?yōu)橐后w燃料的過程。由此過程得到的煤液化油中，石腦油餾分約占15-30重量％，并且該餾分中具有很高的芳烴潛含量，可以進(jìn)一步得到芳烴含量達(dá)到80重量％以上的煤基混合芳烴，非常適宜做生產(chǎn)鄰二甲苯的原料。

但是該煤基混合芳烴的組成，與由石油煉制得到的石油基混合芳烴制取鄰二甲苯等產(chǎn)品的工藝允許的進(jìn)料組成相比有很大差別，尤其是該煤基混合芳烴中苯的含量較高，并含有較高含量的C₁₀-C₁₂重芳烴，如采用現(xiàn)有的鄰二甲苯生產(chǎn)工藝，不僅不能將C_10-C₁₂重芳烴完全轉(zhuǎn)化，并且造成苯和C₁₀⁺重芳烴在系統(tǒng)內(nèi)的大量循環(huán)，從而影響生產(chǎn)鄰二甲苯的收率以及整個裝置的能耗。需要更適合煤基混合芳烴加工利用，最大化生產(chǎn)鄰二甲苯的方法。

CN103436288A公開了一種煤焦油制取芳烴的方法，將煤焦油重整得到輕質(zhì)芳烴混合物后，經(jīng)分離得到苯、甲苯，而將碳8以上芳烴進(jìn)一步進(jìn)行異 構(gòu)得到苯或苯和對二甲苯。

目前，需要提供適于煤基混合芳烴、煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，以充分利用煤基混合芳烴、煤直接液化石腦油作為生產(chǎn)鄰二甲苯的原料，做好煤液化產(chǎn)品的深加工，滿足市場對鄰二甲苯產(chǎn)品日益增長的需求。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

本發(fā)明的目的是克服現(xiàn)有技術(shù)不適于加工利用煤基混合芳烴、煤直接液化石腦油進(jìn)行鄰二甲苯的生產(chǎn)的問題，提供了煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法和煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的方法及裝置。

為了實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供了一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，該方法包括：(1)將含煤基混合芳烴的物料在分餾條件下進(jìn)行分餾，得到低碳烴、苯、甲苯、不含鄰二甲苯的C₈芳烴、鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴；(2)將甲醇與步驟(1)得到的苯在烷基化條件下進(jìn)行烷基化反應(yīng)，得到第一產(chǎn)物并將該第一產(chǎn)物返回到步驟(1)；(3)將步驟(1)得到的甲苯和C₉-C₁₂芳烴在歧化與烷基轉(zhuǎn)移條件下進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，得到第二產(chǎn)物并將該第二產(chǎn)物返回到步驟(1)；(4)將步驟(1)得到的不含鄰二甲苯的C₈芳烴在異構(gòu)化反應(yīng)條件下進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，將得到的C₈⁺芳烴和輕烴返回到步驟(1)；其中，以所述煤基混合芳烴的總重量為基準(zhǔn)，所述混合芳烴中含有10-40重量％的苯、30-80重量％的甲苯、20-40重量％的C₈芳烴和20-50重量％的C₉-C₁₂芳烴。

本發(fā)明還提供了一種煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，該方法包括：(I)將煤直接液化石腦油進(jìn)行加氫處理、重整和芳烴抽提，得到煤基混合芳烴；(II)將所述煤基混合芳烴通過本發(fā)明提供的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法制備得到鄰二甲苯。

本發(fā)明還提供了一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置，該裝置包 括：分餾單元，與所述分餾單元分別連通的烷基化單元、歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元以及異構(gòu)化單元；其中，所述分餾單元包括依次連通的低碳烴精餾塔、苯精餾塔、甲苯精餾塔、C₈芳烴精餾塔和鄰二甲苯精餾塔；低碳烴精餾塔入口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元的出口連通；苯精餾塔入口與低碳烴精餾塔塔底出口以及所述烷基化單元的出口連通，苯精餾塔塔頂出口與所述烷基化單元的苯原料入口連通；甲苯精餾塔入口與苯精餾塔塔底出口連通，甲苯精餾塔塔頂出口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元的甲苯原料入口連通；C₈芳烴精餾塔入口與甲苯精餾塔塔底出口連通，C₈芳烴精餾塔塔頂出口與所述異構(gòu)化單元的入口連通；鄰二甲苯精餾塔入口與C₈芳烴精餾塔塔底出口連通，鄰二甲苯精餾塔塔底出口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元的C₉-C₁₂芳烴原料入口連通；所述異構(gòu)化單元的C₈⁺芳烴出口與C₈芳烴精餾塔入口連通，所述異構(gòu)化單元的輕烴出口與低碳烴精餾塔入口連通。

本發(fā)明還提供了一種煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的設(shè)備，該設(shè)備包括：依次順序連通的加氫處理單元、重整單元、芳烴抽提單元、以及本發(fā)明提供的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置，其中芳烴抽提單元與所述組合裝置中的分餾單元連通。

通過采用本發(fā)明提供的生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，可以充分利用煤直接液化石腦油、煤基混合芳烴資源生產(chǎn)鄰二甲苯。尤其可以利用煤轉(zhuǎn)化資源中的苯轉(zhuǎn)變?yōu)榧妆剑⑦M(jìn)而將煤轉(zhuǎn)化資源中重芳烴(C₉-C₁₂)加以利用而多產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品。

本發(fā)明的其它特征和優(yōu)點將在隨后的具體實施方式部分予以詳細(xì)說明。

附圖說明

附圖是用來提供對本發(fā)明的進(jìn)一步理解，并且構(gòu)成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用于解釋本發(fā)明，但并不構(gòu)成對本發(fā)明的限制。在 附圖中：

圖1是根據(jù)本發(fā)明的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的工藝流程示意圖；

圖2是根據(jù)本發(fā)明的煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的工藝流程示意圖。

附圖標(biāo)記說明

A、分餾單元 B、烷基化單元 C、歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元

D、異構(gòu)化單元 E、加氫處理單元 F、重整單元

G、芳烴抽提單元 a、低碳烴精餾塔 b、苯精餾塔

c、甲苯精餾塔 d、C₈芳烴精餾塔 e、鄰二甲苯精餾塔

1、煤基混合芳烴 2、脫除低碳烴的物料 3、分離出苯的物料

4、分離出甲苯的物料 5、鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴 6、C₉-C₁₂芳烴

7、不含鄰二甲苯的C₈芳 8、第二產(chǎn)物 9、C₈⁺芳烴 烴

10、輕烴 11、鄰二甲苯 12、甲苯

13、低碳烴 14、苯 15、甲醇

16、第一產(chǎn)物 17、煤直接液化石腦油

具體實施方式

以下對本發(fā)明的具體實施方式進(jìn)行詳細(xì)說明。應(yīng)當(dāng)理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用于說明和解釋本發(fā)明，并不用于限制本發(fā)明。

本發(fā)明提供了一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，如圖1所示，該方法包括：(1)將含煤基混合芳烴的物料在分餾條件下進(jìn)行分餾，得到低碳烴、苯、甲苯、不含鄰二甲苯的C₈芳烴、鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴；(2)將甲醇與步驟(1)得到的苯在烷基化條件下進(jìn)行烷基化反應(yīng)，得到第一產(chǎn)物 并將該第一產(chǎn)物返回到步驟(1)；(3)將步驟(1)得到的甲苯和C₉-C₁₂芳烴在歧化與烷基轉(zhuǎn)移條件下進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，得到第二產(chǎn)物并將該第二產(chǎn)物返回到步驟(1)；(4)將步驟(1)得到的不含鄰二甲苯的C₈芳烴在異構(gòu)化反應(yīng)條件下進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，將得到的C₈⁺芳烴和輕烴返回到步驟(1)；

其中，以所述煤基混合芳烴的總重量為基準(zhǔn)，所述煤基混合芳烴中含有10-40重量％的苯、30-80重量％的甲苯、20-40重量％的C₈芳烴和20-50重量％的C₉-C₁₂芳烴。

其中，第一產(chǎn)物含有甲苯、混合二甲苯和C₉以上芳烴。

其中，第二產(chǎn)物含有苯、甲苯、C₈芳烴、C₉-C₁₂芳烴和低碳烴。

本發(fā)明提供的所述方法中，針對煤基混合芳烴的組成，通過分餾、烷基化、歧化與烷基轉(zhuǎn)移以及異構(gòu)化等多個工藝的組合，并結(jié)合部分物料的循環(huán)，加強(qiáng)苯的烷基化轉(zhuǎn)化為甲苯，并利用甲苯轉(zhuǎn)化C₉-C₁₂芳烴，可以實現(xiàn)將煤基混合芳烴中的芳烴組分充分有效地利用，轉(zhuǎn)變生產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品，提高煤液化產(chǎn)品的深度利用。

分餾

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選情況下，步驟(1)中所述分餾包括將所述含煤基混合芳烴的物料依次分步進(jìn)行低碳烴分餾、苯分餾、甲苯分餾、不含鄰二甲苯的C₈芳烴分餾、鄰二甲苯分餾和C₉-C₁₂芳烴分餾。相應(yīng)地，進(jìn)行所述分餾的分餾單元可以包括低碳烴精餾塔、苯精餾塔、甲苯精餾塔、C₈芳烴精餾塔和鄰二甲苯精餾塔，分別依次分離出低碳烴餾分(C₅以下的烴)、苯餾分、甲苯餾分、不含鄰二甲苯的C₈芳烴餾分、鄰二甲苯餾分和C₉-C₁₂芳烴餾分。經(jīng)過步驟(1)的所述分餾后，得到的低碳烴餾分可以作為燃料使用；得到的苯可以進(jìn)行烷基化轉(zhuǎn)化；得到的不含鄰二甲苯的C₈芳烴餾分可以通過后 續(xù)的步驟(4)中的異構(gòu)化反應(yīng)得到C₈⁺芳烴和輕烴；得到的甲苯和C₉-C₁₂芳烴餾分可以進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，獲得第二產(chǎn)物。

本發(fā)明中，所述分餾所涉及的低碳烴精餾塔、苯精餾塔、甲苯精餾塔、C₈芳烴精餾塔、鄰二甲苯精餾塔可以為常規(guī)混合芳烴分餾使用的精餾塔，分餾的條件滿足將低碳烴、苯、甲苯、不含鄰二甲苯的C₈芳烴、鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴分離開即可。例如低碳烴精餾塔的條件可以包括：塔頂壓力為75-85kPa，回流比為2-3，進(jìn)料溫度為95-115℃，塔頂溫度為55-65℃，塔釜溫度為125-135℃；苯精餾塔的條件可以包括：塔頂壓力為120-130kPa，回流比為4.8-5.5，進(jìn)料溫度為120-130℃，塔頂溫度為80-90℃，塔釜溫度為140-150℃；甲苯精餾塔的條件可以包括：塔頂壓力為130-140kPa，回流比為3.5-4.5，進(jìn)料溫度為135-145℃，塔頂溫度為110-120℃，塔釜溫度為155-165℃；C₈芳烴精餾塔的條件可以包括：塔頂壓力為135-145kPa，回流比為3-4，進(jìn)料溫度為150-160℃，塔頂溫度為145-155℃，塔釜溫度為185-195℃；鄰二甲苯精餾塔的條件可以包括：塔頂壓力為100-110kPa，回流比為4.5-5.5，進(jìn)料溫度為145-155℃，塔頂溫度為140-150℃，塔釜溫度為160-170℃，塔板數(shù)為140-160。其中，在C₈芳烴精餾塔進(jìn)行的分餾，分餾的條件使塔底分離出的料流中含有鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴分餾，而塔頂?shù)玫讲缓彾妆降腃₈芳烴；然后，C₈芳烴精餾塔的塔底分離出的料流進(jìn)一步進(jìn)入鄰二甲苯精餾塔分餾出鄰二甲苯產(chǎn)品和C₉-C₁₂芳烴。

烷基化反應(yīng)

根據(jù)本發(fā)明，所述方法步驟(2)中，將苯與甲醇進(jìn)行烷基化反應(yīng)可以得到含有甲苯、混合二甲苯和C₉以上芳烴的第一產(chǎn)物，并且優(yōu)選情況下，將所述第一產(chǎn)物返回到所述苯分餾。步驟(2)中，將苯進(jìn)行烷基化并回流產(chǎn)物循環(huán)利用，可以將煤基混合芳烴中富含的苯通過烷基化反應(yīng)轉(zhuǎn)變并再將所得第一產(chǎn)物分餾利用。經(jīng)所述分餾，該第一產(chǎn)物中的甲苯可以分餾出作為 歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元的進(jìn)料，混合二甲苯可以分餾出鄰二甲苯，其他成分也可以在后續(xù)的處理中被利用，增產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選情況下，步驟(2)中所述烷基化的條件包括：在烷基化催化劑和氫氣存在下，烷基化反應(yīng)的溫度為380-450℃，烷基化反應(yīng)的反應(yīng)壓力為0.5-3MPa，苯和甲醇的總重時空速為0.5-4h^-1，苯與甲醇的摩爾比為1.5-3：1?？梢哉{(diào)控所述烷基化反應(yīng)在該條件下進(jìn)行，得到的所述第一產(chǎn)物中甲苯的含量，可以滿足調(diào)整歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)中的甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為前述限定的范圍內(nèi)，可以有利于更多地得到C₈芳烴以利于多產(chǎn)鄰二甲苯。

本發(fā)明中，烷基化催化劑可以含有選自ZSM-5分子篩、β分子篩和納米ZSM-5分子篩中的至少一種的載體，以及選自La₂O₃、P₂O₅和NiO中的至少一種的活性組分，且以所述載體為100重量份，所述活性組分為1-7重量份。

歧化反應(yīng)以及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)

根據(jù)本發(fā)明，所述方法的步驟(3)中，所述分餾得到的甲苯和C₉-C₁₂芳烴餾分可以進(jìn)行甲苯的歧化反應(yīng)以及甲苯和C₉-C₁₂芳烴的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，可以得到含有苯、甲苯、C₈芳烴、C₉-C₁₂芳烴和低碳烴的第二產(chǎn)物，并在優(yōu)選情況下，將所述第二產(chǎn)物返回到所述低碳烴分餾，與進(jìn)料煤基混合芳烴一起繼續(xù)進(jìn)行分餾處理。得到的第二產(chǎn)物中可以有較高含量的C₈芳烴，可以實現(xiàn)將甲苯和C₉-C₁₂芳烴餾分反應(yīng)轉(zhuǎn)變獲得C₈芳烴，并最終得到鄰二甲苯，使C₉-C₁₂芳烴被充分利用，增產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選情況下，步驟(3)中所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移的條件包括：在催化劑和氫氣存在下，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的溫度為400-470℃，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的反應(yīng)壓力為0.5-6MPa，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總重時空速為0.5-2.5h^-1。在上述條件下，可以配合含有前述重量比的甲苯和C₉-C₁₂芳烴進(jìn)行所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)有更好地甲苯轉(zhuǎn)化率、C₉-C₁₂芳烴轉(zhuǎn)化率和C₈ 芳烴收率。

本發(fā)明中，催化劑可以含有選自ZSM-12分子篩、EU-1分子篩、絲光沸石或ZSM-22分子篩中的至少一種的活性劑，選自氧化鋁、二氧化硅或膨潤土中的至少一種的成型粘結(jié)劑，以及選自鉬、鐵、錫、鈀和鎳的氧化物中的至少一種的助劑，且以所述活性劑為100重量份，所述成型粘結(jié)劑為5-30重量份，所述助劑為0.01-10重量份。例如可以為現(xiàn)有的催化劑如同濟(jì)大學(xué)提供的牌號為T/A-2的催化劑。

異構(gòu)化反應(yīng)

根據(jù)本發(fā)明，步驟(4)中所述異構(gòu)化反應(yīng)可以將不含鄰二甲苯的C₈芳烴進(jìn)一步地轉(zhuǎn)變?yōu)猷彾妆疆a(chǎn)物。優(yōu)選情況下，所述異構(gòu)化反應(yīng)的條件包括在異構(gòu)化催化劑和氫氣存在下，異構(gòu)化的溫度為375-390℃，異構(gòu)化的反應(yīng)壓力為0.5-1.5MPa，所述第三產(chǎn)物的重量空速為3-4h^-1。其中，異構(gòu)化催化劑可以為異構(gòu)化反應(yīng)常規(guī)使用的催化劑，可以商購獲得，例如中石化石油化工科學(xué)研究院的SKI-400。

本發(fā)明中，經(jīng)過所述異構(gòu)化反應(yīng)，可以得到C₈⁺芳烴和輕烴，其中C₈⁺芳烴可以返回C₈芳烴分餾繼續(xù)分離出其中的鄰二甲苯產(chǎn)物，輕烴則返回低碳烴分餾得到低碳烴。

根據(jù)本發(fā)明，優(yōu)選情況下，將所述C₈⁺芳烴返回到所述C₈芳烴分餾，將所述輕烴返回到所述低碳烴分餾。將物料循環(huán)可以進(jìn)一步充分利用芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯。

如上所述，本發(fā)明提供的所述方法中，通過多個工藝的組合，并結(jié)合部分物料的循環(huán)，加強(qiáng)苯的烷基化轉(zhuǎn)化為甲苯，并利用甲苯轉(zhuǎn)化C₉-C₁₂芳烴，可以實現(xiàn)將煤基混合芳烴中的芳烴組分充分有效地利用，轉(zhuǎn)變生產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品，提高煤液化產(chǎn)品的深度利用。以下對于各個步驟物料的循環(huán)作詳細(xì)描 述。

根據(jù)本發(fā)明，在開工狀態(tài)下，含煤基混合芳烴的物料中煤基混合芳烴的含量可以為100％，在穩(wěn)定運行狀態(tài)下，所述含煤基混合芳烴的物料中除了新鮮進(jìn)料的所述煤基混合芳烴還可以含有循環(huán)返回的其他物料，例如步驟(3)返回的第二產(chǎn)物，以及步驟(4)中得到的輕烴。

根據(jù)本發(fā)明，返回的所述第二產(chǎn)物、輕烴與煤基混合芳烴一起進(jìn)行所述分餾，所述第二產(chǎn)物、輕烴與所述煤基混合芳烴之間保持一定的比例，可以保證所述分餾操作的穩(wěn)定運行，優(yōu)選情況下，所述第二產(chǎn)物與煤基混合芳烴的重量比為0.1-5：1；所述輕烴與煤基混合芳烴的重量比為0.001-0.1：1。

根據(jù)本發(fā)明，將苯與甲醇通過烷基化反應(yīng)轉(zhuǎn)變?yōu)榧妆剑摬糠旨妆娇梢蕴峁┯糜谂cC₉-C₁₂芳烴餾分進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)轉(zhuǎn)變獲得C₈芳烴。增加的該部分甲苯可以用于調(diào)整甲苯與C₉-C₁₂芳烴餾分的組成含量，以在進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)時獲得合適的甲苯和C₉-C₁₂芳烴餾分的轉(zhuǎn)化率以及C₈芳烴的收率。烷基化可以提供的甲苯的量可以通過烷基化單元的負(fù)荷進(jìn)行控制，以滿足本發(fā)明需要的甲苯與C₉-C₁₂芳烴餾分的組成含量。優(yōu)選，甲苯與C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化比率等于歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)進(jìn)料中甲苯與C₉-C₁₂芳烴的濃度比例，實現(xiàn)混合芳烴進(jìn)料完全轉(zhuǎn)化。優(yōu)選情況下，所述第一產(chǎn)物中含有的甲苯的量使得步驟(3)中的甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為30:70-80:20；優(yōu)選地，甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為50:50-80:20；更優(yōu)選地，甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為70:30-75:25；最優(yōu)選，甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為72:28。

通過本發(fā)明提供的一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，利用其中組合的歧化與烷基轉(zhuǎn)移工藝，可以有效地利用煤基混合芳烴中的C₉-C₁₂芳烴，生產(chǎn)更多的鄰二甲苯產(chǎn)品。其中甲苯與C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化效果，以及獲得的苯和二甲苯的選擇性可以通過以下的式子計算得到，其中C單元為圖1所示煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的工藝流程示意圖中的歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元：

甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總轉(zhuǎn)化率為

(式1)

甲苯的轉(zhuǎn)化率為

(式2)

C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化率為

(式3)

苯和二甲苯的選擇性為

(式4)

通過上述計算得到的轉(zhuǎn)化率和選擇性，可以說明本發(fā)明提供的方法生產(chǎn)鄰二甲苯的效果，其中，轉(zhuǎn)化率越高，說明越多的甲苯和C₉-C₁₂芳烴被轉(zhuǎn)化；選擇性越高，說明轉(zhuǎn)化過程中得到的苯和二甲苯更多，可以有利于生產(chǎn)更多的鄰二甲苯。

本發(fā)明中，所述煤基混合芳烴可以是將煤通過液化得到的石腦油經(jīng)加氫脫硫脫氮、重整和芳烴抽提后得到的含芳烴的混合物。

本發(fā)明還提供了一種煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，如圖2所示，該方法包括：(I)將煤直接液化石腦油進(jìn)行加氫處理、重整和芳烴抽提，得到煤基混合芳烴；(II)將所述煤基混合芳烴通過本發(fā)明提供煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法制備得到鄰二甲苯。

加氫處理、重整和芳烴抽提

根據(jù)本發(fā)明，所述加氫處理的條件包括：在加氫催化劑存在下，加氫處 理的壓力為1.5-2.5MPa，加氫處理的溫度為280-350℃，氫氣與煤直接液化石腦油的體積比為100-200：1，煤直接液化石腦油的體積空速為2-6h^-1。其中，加氫催化劑可以商購中國石化撫順石油化工研究院的FH-40A/B。

根據(jù)本發(fā)明，所述重整的條件包括：以所述加氫處理的產(chǎn)物為原料，在重整催化劑和氫氣存在下，重整的反應(yīng)壓力為0.3-4MPa，重整的溫度為370-480℃，所述加氫處理的產(chǎn)物的重量空速為1-3h^-1。其中，重整催化劑可以商購UOP公司的R-85。

根據(jù)本發(fā)明，所述芳烴抽提的條件包括：以所述重整的產(chǎn)物為進(jìn)料，在抽提溶劑存在下，芳烴抽提的壓力為0.4-0.6MPa，抽提溶劑的溫度85-90℃，抽提溶劑與所述重整的產(chǎn)物的重量之比為3-5：1，抽提溶劑的含水量為0.4-0.8重量％。其中，抽提溶劑可以為環(huán)丁砜。

通過上述加氫處理、重整和芳烴抽提，在上述條件范圍內(nèi)，可以從煤直接液化石腦油得到可以用于生產(chǎn)鄰二甲苯的煤基混合芳烴，使煤直接液化石腦油中的芳烴得以高效應(yīng)用，滿足市場對鄰二甲苯產(chǎn)品的需求。

本發(fā)明中，步驟(II)可以為前述本發(fā)明提供的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的方法，在此不再一一贅述。

本發(fā)明還提供了一種煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置，該裝置包括：分餾單元A，與所述分餾單元A分別連通的烷基化單元B、歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C以及異構(gòu)化單元D；其中，所述分餾單元A包括依次連通的低碳烴精餾塔a、苯精餾塔b、甲苯精餾塔c、C₈芳烴精餾塔d和鄰二甲苯精餾塔e；低碳烴精餾塔入口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C的出口連通；苯精餾塔入口與低碳烴精餾塔塔底出口以及所述烷基化單元C的出口連通，苯精餾塔塔頂出口與所述烷基化單元B的苯原料入口連通；甲苯精餾塔入口與苯精餾塔塔底出口連通，甲苯精餾塔塔頂出口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C的甲 苯原料入口連通；C₈芳烴精餾塔入口與甲苯精餾塔塔底出口連通，C₈芳烴精餾塔塔頂出口與所述異構(gòu)化單元D的入口連通；鄰二甲苯精餾塔入口與C₈芳烴精餾塔塔底出口連通，鄰二甲苯精餾塔塔底出口與所述歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C的C₉-C₁₂芳烴原料入口連通；所述異構(gòu)化單元D的C₈⁺芳烴出口與C₈芳烴精餾塔入口連通，所述異構(gòu)化單元D的輕烴出口與低碳烴精餾塔入口連通。

分餾單元A

本發(fā)明中，分餾單元A，用于將含煤基混合芳烴的物料進(jìn)行分餾，得到低碳烴13、苯14、甲苯12、不含鄰二甲苯的C₈芳烴7、鄰二甲苯11和C₉-C₁₂芳烴6。烷基化單元B，用于將分餾單元A得到的苯14與甲醇15進(jìn)行烷基化反應(yīng)，得到第一產(chǎn)物16并將該第一產(chǎn)物16返回分餾單元A。歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C，用于將分餾單元A得到的甲苯12和C₉-C₁₂芳烴6進(jìn)行歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，得到第二產(chǎn)物8并將該第二產(chǎn)物8返回分餾單元A。異構(gòu)化單元D，用于將分餾單元A得到的不含鄰二甲苯的C₈芳烴7進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)得到C₈⁺芳烴9和輕烴10。

本發(fā)明提供的所述組合裝置中，通過分餾、烷基化、歧化與烷基轉(zhuǎn)移以及異構(gòu)化等多個單元設(shè)備的組合并結(jié)合物料的循環(huán)，可以實現(xiàn)將煤基混合芳烴中的芳烴組分充分有效地利用，轉(zhuǎn)變生產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品，提高煤液化產(chǎn)品的深度利用。

本發(fā)明的所述分餾單元A中，所述低碳烴精餾塔a、苯精餾塔b、甲苯精餾塔c、C₈芳烴精餾塔d和鄰二甲苯精餾塔e可以為本領(lǐng)域常規(guī)采用的精餾塔，實現(xiàn)煤基混合芳烴的分離即可。例如可以商購直徑為1200-2200mm的采用篩板或DJ型塔板或JL浮閥塔板的板式塔。塔板數(shù)各自可以為5-20塊、20-30塊、15-30塊、50-200塊、30-150塊。入口位置可以在上述精餾塔的中部。

本發(fā)明中，低碳烴精餾塔a包括低碳烴精餾塔入口、低碳烴精餾塔塔頂出口和低碳烴精餾塔塔底出口；低碳烴精餾塔入口可以用于通入含煤基混合芳烴的物料1，低碳烴精餾塔塔頂出口用于排出低碳烴13，低碳烴精餾塔塔底出口用于排出脫除低碳烴的物料2。

本發(fā)明中，苯精餾塔b包括苯精餾塔入口、苯精餾塔塔頂出口和苯精餾塔塔底出口，苯精餾塔塔頂出口用于排出苯14，苯精餾塔塔底出口用于排出分離出苯的物料3。

本發(fā)明中，甲苯精餾塔c包括甲苯精餾塔入口、甲苯精餾塔塔頂出口和甲苯精餾塔塔底出口，甲苯精餾塔塔頂出口用于排出甲苯12，甲苯精餾塔塔底出口用于排出分離出甲苯的物料4。

本發(fā)明中，C₈芳烴精餾塔d包括C₈芳烴精餾塔入口、C₈芳烴精餾塔塔頂出口和C₈芳烴精餾塔塔底出口，C₈芳烴精餾塔塔頂出口用于排出不含鄰二甲苯的C₈芳烴7，C₈芳烴精餾塔塔底出口用于排出鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴5。

本發(fā)明中，鄰二甲苯精餾塔e包括鄰二甲苯精餾塔入口、鄰二甲苯精餾塔塔頂出口和鄰二甲苯精餾塔塔底出口，鄰二甲苯精餾塔塔頂出口用于排出鄰二甲苯11，鄰二甲苯精餾塔塔底出口用于排出C₉-C₁₂芳烴6。

烷基化單元B

本發(fā)明中，烷基化單元B的出口連通到苯精餾塔入口，用于將所述第一產(chǎn)物16返回到苯精餾塔b。烷基化單元B可以采用固定床反應(yīng)器，可以為現(xiàn)有的各種可以實現(xiàn)烷基化反應(yīng)的反應(yīng)器。例如可以商購直徑為600mm，高度為7280mm的烷基化反應(yīng)設(shè)備。烷基化單元B可以完成將苯14與甲醇15進(jìn)行烷基化反應(yīng)，可以得到含有甲苯、混合二甲苯和C₉以上芳烴的第一產(chǎn)物16，并將第一產(chǎn)物16返回到苯精餾塔b。通過烷基化單元B可以將煤基混合芳烴中的苯轉(zhuǎn)變利用，返回第一產(chǎn)物16可以按不同的方法處理，增 產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品。

歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C

本發(fā)明中，歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C的出口連接到低碳烴精餾塔入口，用于將所述第二產(chǎn)物8返回到低碳烴精餾塔a。歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C可以為固定床臨氫反應(yīng)設(shè)備，可以為現(xiàn)有的各種可以實現(xiàn)甲苯的歧化反應(yīng)以及甲苯和C₉-C₁₂芳烴的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的反應(yīng)器，例如可以商購直徑為900mm、高度為3660mm的固定床反應(yīng)器。歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C可以完成將分餾單元A得到的甲苯12和C₉-C₁₂芳烴6餾分進(jìn)行甲苯的歧化反應(yīng)以及甲苯和C₉-C₁₂芳烴的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，可以得到含有苯、甲苯、C₈芳烴、C₉-C₁₂芳烴和低碳烴的第二產(chǎn)物8，并將第二產(chǎn)物8返回到低碳烴精餾塔a，與進(jìn)料煤基混合芳烴1一起繼續(xù)進(jìn)行分餾處理。得到的第二產(chǎn)物8中可以有較高含量的C₈芳烴，可以實現(xiàn)將甲苯和C₉-C₁₂芳烴餾分反應(yīng)轉(zhuǎn)變獲得C₈芳烴，并最終得到鄰二甲苯，使C₉-C₁₂芳烴被充分利用，增產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品。

異構(gòu)化單元D

本發(fā)明中，異構(gòu)化單元D可以為固定床臨氫異構(gòu)化反應(yīng)設(shè)備，例如可以商購美國UOP公司的Isomar異構(gòu)化反應(yīng)設(shè)備。

本發(fā)明中，異構(gòu)化單元D的C₈⁺芳烴出口連接到C₈芳烴精餾塔d，用于將C₈⁺芳烴9返回到C₈芳烴精餾塔d；異構(gòu)化單元D的輕烴出口連接到低碳烴精餾塔a，用于將輕烴10返回到低碳烴精餾塔a。

以下參照圖1所示的本發(fā)明的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置的流程示意圖，對煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置的工作過程進(jìn)行描述。

將煤基混合芳烴1進(jìn)料到分餾單元A，在低碳烴精餾塔a的塔頂分餾出低碳烴13，可以作為燃料送出系統(tǒng)，脫除低碳烴后的物料2進(jìn)入苯精餾塔b 中；從苯精餾塔b的塔頂分離出來的苯14，作為原料進(jìn)入烷基化單元B與甲醇15進(jìn)行烷基化反應(yīng)；將烷基化反應(yīng)得到的包含甲苯、混合二甲苯、少量C₉A以及部分未反應(yīng)苯的第一產(chǎn)物16送入苯精餾塔b再次分離苯；將從苯精餾塔b的塔底得到的分離出苯的物料3進(jìn)入甲苯精餾塔c，從甲苯精餾塔c的塔頂分餾出甲苯12；將從甲苯精餾塔c的塔底得到的分離出甲苯的物料4進(jìn)入C₈芳烴精餾塔d，從C₈芳烴精餾塔d的塔頂分離出不含鄰二甲苯的C₈芳烴7，并送入異構(gòu)化單元D，經(jīng)異構(gòu)化反應(yīng)得到C₈⁺芳烴9和輕烴10，并進(jìn)一步將C₈⁺芳烴9送入C₈芳烴精餾塔d再次進(jìn)行分離，而輕烴10被返回到低碳烴精餾塔a繼續(xù)進(jìn)行低碳烴分離；將從C₈芳烴精餾塔d的塔底得到含有鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴的物料5進(jìn)入鄰二甲苯精餾塔e，從鄰二甲苯精餾塔e的塔頂分餾得到純度很高的鄰二甲苯11產(chǎn)品；從鄰二甲苯精餾塔e的塔底得到C₉-C₁₂芳烴6，將C₉-C₁₂芳烴6與從甲苯精餾塔c分離出來的甲苯12一起送去歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C；將經(jīng)歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)后得到的包含苯、混合二甲苯以及部分未反應(yīng)的甲苯、C₉-C₁₂芳烴的第二產(chǎn)物8送去低碳烴精餾塔a，再次進(jìn)行分餾。

本發(fā)明還提供了一種煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的設(shè)備，該設(shè)備包括：依次順序連通的加氫處理單元E、重整單元F、芳烴抽提單元G、以及本發(fā)明提供的煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置，其中芳烴抽提單元G與所述組合裝置中的分餾單元A連通。

本發(fā)明提供的所述設(shè)備中，通過加氫處理、重整和芳烴抽提等多個單元設(shè)備的組合并結(jié)合物料的循環(huán)，可以從煤直接液化石腦油得到可以用于生產(chǎn)鄰二甲苯的煤基混合芳烴，使煤直接液化石腦油中的芳烴得以高效應(yīng)用，滿足市場對鄰二甲苯產(chǎn)品的需求。

加氫處理單元E、重整單元F、芳烴抽提單元G

本發(fā)明中，加氫處理單元E可以為固定床反應(yīng)器，可以為現(xiàn)有的各種可以實現(xiàn)煤直接液化石腦油進(jìn)行加氫處理脫硫脫氮等的設(shè)備，例如可以商購直徑為800mm，高度為6460mm的加氫處理反應(yīng)設(shè)備。加氫處理單元E可以用于將煤直接液化石腦油進(jìn)行加氫脫硫脫氮，得到符合重整單元進(jìn)料要求的脫硫氮產(chǎn)物。

本發(fā)明中，重整單元F可以為連續(xù)重整設(shè)備，可以為現(xiàn)有的各種可以實現(xiàn)連續(xù)重整的設(shè)備，例如可以商購UOP公司的Cycle Max重整反應(yīng)設(shè)備。重整單元F可以用于將所述脫硫氮產(chǎn)物進(jìn)行重整，得到重整產(chǎn)物。

本發(fā)明中，芳烴抽提單元G可以為篩板塔，可以為現(xiàn)有的各種可以實現(xiàn)芳烴抽提的設(shè)備，例如可以商購直徑為1400mm，孔數(shù)為27652的芳烴抽提設(shè)備。芳烴抽提單元G可以用于將所述重整產(chǎn)物進(jìn)行溶劑抽提，得到煤基混合芳烴。

本發(fā)明中，煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯的組合裝置可以如前所述，在此不再一一贅述。

以下參照圖2所示的本發(fā)明的煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的設(shè)備的流程示意圖，對煤直接液化石腦油生產(chǎn)鄰二甲苯的設(shè)備的工作過程進(jìn)行描述。

將煤直接液化石腦油17進(jìn)料到加氫處理單元E，得到的產(chǎn)物進(jìn)料到重整單元F，再將重整產(chǎn)物進(jìn)料到芳烴抽提單元G，得到煤基混合芳烴1。

將煤基混合芳烴1進(jìn)料到分餾單元A，在低碳烴精餾塔a的塔頂分餾出低碳烴13，可以作為燃料送出系統(tǒng)，脫除低碳烴后的物料2進(jìn)入苯精餾塔b中；從苯精餾塔b的塔頂分離出來的苯14，作為原料進(jìn)入烷基化單元B與甲醇15進(jìn)行烷基化反應(yīng)；將烷基化反應(yīng)得到的包含甲苯、混合二甲苯、少量C₉A以及部分未反應(yīng)苯的第一產(chǎn)物16送入苯精餾塔b再次分離苯；將從 苯精餾塔b的塔底得到的分離出苯的物料3進(jìn)入甲苯精餾塔c，從甲苯精餾塔c的塔頂分餾出甲苯12；將從甲苯精餾塔c的塔底得到的分離出甲苯的物料4進(jìn)入C₈芳烴精餾塔d，從C₈芳烴精餾塔d的塔頂分離出不含鄰二甲苯的C₈芳烴7，并送入異構(gòu)化單元D，經(jīng)異構(gòu)化反應(yīng)得到C₈⁺芳烴9和輕烴10，并進(jìn)一步將C₈⁺芳烴9送入C₈芳烴精餾塔d再次進(jìn)行分離，而輕烴10被返回到低碳烴精餾塔a繼續(xù)進(jìn)行低碳烴分離；將從C₈芳烴精餾塔d的塔底得到含有鄰二甲苯和C₉-C₁₂芳烴的物料5進(jìn)入鄰二甲苯精餾塔e，從鄰二甲苯精餾塔e的塔頂分餾得到純度很高的鄰二甲苯11產(chǎn)品；從鄰二甲苯精餾塔e的塔底得到C₉-C₁₂芳烴6，將C₉-C₁₂芳烴6與從甲苯精餾塔c分離出來的甲苯12一起送去歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C；將經(jīng)歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)后得到的包含苯、混合二甲苯以及部分未反應(yīng)的甲苯、C₉-C₁₂芳烴的第二產(chǎn)物8送去低碳烴精餾塔a，再次進(jìn)行分餾。

以下將通過實施例對本發(fā)明進(jìn)行詳細(xì)描述。

以下實施例中，煤直接液化石腦油為來自煤直接液化廠的液化粗油經(jīng)過一次加氫后的石腦油餾分。

物料中各組分的組成含量通過氣相色譜分析方法，采用美國惠普公司HP-5890儀器測定，采用PEG-20M毛細(xì)管色譜柱，F(xiàn)ID檢測器。

鄰二甲苯的收率通過下式計算：

實施例1

(1)將煤直接液化石腦油進(jìn)料到加氫處理單元E(固定床反應(yīng)器，φ800×6460mm)進(jìn)行加氫脫硫脫氮，條件包括：壓力為1.5MPa，溫度為350℃，氫氣與煤直接液化石腦油的體積比為200：1，煤直接液化石腦油的體積空速 2h^-1，加氫催化劑為FH-40A/B(中石化)；

(2)將步驟(1)得到的加氫處理產(chǎn)物進(jìn)料到重整單元F(UOP公司Cycle Max連續(xù)重整裝置)進(jìn)行重整，條件包括：重整的反應(yīng)壓力為3MPa，重整的溫度為420℃，加氫處理產(chǎn)物的體積空速為1h^-1，重整催化劑為R-85(UOP公司)；

(3)將步驟(2)得到的重整產(chǎn)物進(jìn)料到芳烴抽提單元G(φ1400×27652篩板塔的芳烴抽提裝置)進(jìn)行芳烴抽提，條件包括：抽提溶劑為環(huán)丁砜，壓力為0.4MPa，抽提溶劑的溫度為90℃，抽提溶劑與重整產(chǎn)物的重量之比為3：1，抽提溶劑的含水量為0.5重量％。

得到煤基混合芳烴F1。

對煤基混合芳烴F1進(jìn)行物料分析，煤基混合芳烴F1中組分組成含量為20.75重量％的苯、30.41重量％的甲苯、24.84重量％的C₈芳烴和24重量％的C₉-C₁₂芳烴。

(4)將煤基混合芳烴F1以流量為3750kg/h加入低碳烴精餾塔a(φ800×22102，JL浮閥)，分離出低碳烴(塔頂壓力為80kPa，回流比為2.8，進(jìn)料溫度為108℃，塔頂溫度為63℃，塔釜溫度為129℃)，剩余物料順序通入苯精餾塔b(φ1800×32002，篩板)(塔頂壓力為125kPa，回流比為5.2，進(jìn)料溫度為125℃，塔頂溫度為85℃，塔釜溫度為145℃)、甲苯精餾塔c(φ1800×34124，篩板)(塔頂壓力為136kPa，回流比為4.0，進(jìn)料溫度為140℃，塔頂溫度為114℃，塔釜溫度為160℃)、C₈芳烴精餾塔d(φ2200×55384，篩板)(塔頂壓力為140kPa，回流比為3.6，進(jìn)料溫度為152℃，塔頂溫度為148℃，塔釜溫度為190℃)和鄰二甲苯精餾塔e(φ2000×38152，DJ型塔板)(塔頂壓力為105kPa，回流比為5.0，進(jìn)料溫度為149℃，塔頂溫度為144℃，塔釜溫度為162℃，塔板數(shù)為150)進(jìn)行分餾；由鄰二甲苯精餾塔e的塔頂?shù)玫洁彾妆疆a(chǎn)品，出料流量為3847kg/h；

(5)將甲醇與苯精餾塔b的塔頂分離出的苯加入到烷基化單元B(φ600×7280mm固定床反應(yīng)器的烷基化設(shè)備)，進(jìn)行烷基化反應(yīng)，其中烷基化催化劑為改性的ZSM-5分子篩催化劑(其中載體為ZSM-5分子篩，以載體為100重量份，活性組分為2.8重量份的La₂O₃)；烷基化反應(yīng)的溫度為420℃，烷基化反應(yīng)的反應(yīng)壓力為1.0MPa，苯和甲醇的總重時空速為4.0h^-1，苯與甲醇的摩爾比為2：1。其中，甲醇進(jìn)料量為246kg/h。將烷基化反應(yīng)得到的第一產(chǎn)物回流進(jìn)入苯精餾塔b；

(6)將甲苯精餾塔c的塔頂分離出的甲苯和鄰二甲苯精餾e的塔底分離的C₉-C₁₂芳烴餾分送入歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C(φ900×3660mm的固定床臨氫反應(yīng)器)，其中甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為72:28；歧化與烷基轉(zhuǎn)移的催化劑為T/A-2(同濟(jì)大學(xué)提供)，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的溫度為420℃，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的反應(yīng)壓力為5.8MPa，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總重時空速為1.6h^-1；并將歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)得到的第二產(chǎn)物回流進(jìn)入低碳烴精餾塔a，流量為2327kg/h；

(7)將C₈芳烴精餾塔d的塔頂分離出的不含鄰二甲苯的C₈芳烴送入異構(gòu)化單元D(Isomar異構(gòu)化設(shè)備，φ1200×4320mm，UOP公司，美國)進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，異構(gòu)化催化劑為SKI-400(中石化)，異構(gòu)化的溫度為385℃，異構(gòu)化的反應(yīng)壓力為0.8MPa，不含鄰二甲苯的C₈芳烴的重量空速為3.6h^-1；得到C₈⁺芳烴和輕烴；將C₈⁺芳烴送入C₈芳烴精餾塔d再次進(jìn)行分餾，輕烴返回到低碳烴精餾塔a進(jìn)行低碳烴分離。

結(jié)果見表1和表2。

歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元中，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總轉(zhuǎn)化率為46.34％；甲苯的轉(zhuǎn)化率為36％；C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化率為73.6％；苯和二甲苯的選擇性為95.84％。

鄰二甲苯的收率為96.92％。

鄰二甲苯產(chǎn)品的純度為99.5％。

實施例2

(1)將煤直接液化石腦油進(jìn)料到加氫處理單元E進(jìn)行加氫脫硫脫氮，條件包括：壓力為2MPa，溫度為280℃，氫氣與煤直接液化石腦油的體積比為150：1，煤直接液化石腦油的體積空速6h^-1，加氫催化劑為FH-40A/B；

(2)將步驟(1)得到的加氫處理產(chǎn)物進(jìn)料到重整單元F進(jìn)行重整，條件包括：重整的反應(yīng)壓力為4MPa，重整的溫度為370℃，加氫處理產(chǎn)物的體積空速為3h^-1，重整催化劑為R-85；

(3)將步驟(2)得到的重整產(chǎn)物進(jìn)料到芳烴抽提單元G進(jìn)行芳烴抽提，條件包括：抽提溶劑為環(huán)丁砜，壓力為0.6MPa，抽提溶劑的溫度為85℃，抽提溶劑與重整產(chǎn)物的重量之比為4：1，抽提溶劑的含水量為0.4重量％。

得到煤基混合芳烴F2。

對煤基混合芳烴F2進(jìn)行物料分析，煤基混合芳烴F2中組分組成含量為20.10重量％的苯、30.69重量％的甲苯、25.07重量％的C₈芳烴和24.14重量％的C₉-C₁₂芳烴。

(4)將煤基混合芳烴F2以流量為3750kg/h加入低碳烴精餾塔a，分離出低碳烴，剩余物料順序通入苯精餾塔b、甲苯精餾塔c、C₈芳烴精餾塔d和鄰二甲苯精餾塔e進(jìn)行分餾；由鄰二甲苯精餾塔e的塔頂?shù)玫洁彾妆疆a(chǎn)品，出料流量為3842.80kg/h；

(5)將甲醇與苯精餾塔b的塔頂分離出的苯加入到烷基化單元B，進(jìn)行烷基化反應(yīng)，其中烷基化催化劑為改性的ZSM-5分子篩催化劑(其中載體為ZSM-5分子篩，以載體為100重量份，活性組分為3.0重量份的P₂O₅)；烷基化反應(yīng)的溫度為380℃，烷基化反應(yīng)的反應(yīng)壓力為3MPa，苯和甲醇的總重時空速為0.5h^-1，苯與甲醇的摩爾比為3：1。其中，甲醇進(jìn)料量為246kg/h。 將烷基化反應(yīng)得到的第一產(chǎn)物回流進(jìn)入苯精餾塔b；

(6)將甲苯精餾塔c的塔頂分離出的甲苯和鄰二甲苯精餾e的塔底分離的C₉-C₁₂芳烴餾分送入歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C，其中甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為70:30；歧化與烷基轉(zhuǎn)移的催化劑為T/A-2，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的溫度為470℃，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的壓力為0.5MPa，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總重時空速為2.5h^-1；并將歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)得到的第二產(chǎn)物回流進(jìn)入低碳烴精餾塔a，流量為2339kg/h；

(7)將C₈芳烴精餾塔d的塔頂分離出的不含鄰二甲苯的C₈芳烴送入異構(gòu)化單元D，進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，異構(gòu)化催化劑為SKI-400，異構(gòu)化的溫度為390℃，異構(gòu)化的反應(yīng)壓力1.0MPa，不含鄰二甲苯的C₈芳烴的重量空速為3.0h^-1；得到C₈⁺芳烴和輕烴；將C₈⁺芳烴送入C₈芳烴精餾塔d再次進(jìn)行分餾，輕烴返回到低碳烴精餾塔a進(jìn)行低碳烴分離。

結(jié)果見表1和表2。

歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元中，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總轉(zhuǎn)化率為46.43％；甲苯的轉(zhuǎn)化率為37.1％；C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化率為68.8％；苯和二甲苯的選擇性為95.35％。

鄰二甲苯的收率為96.92％。

鄰二甲苯產(chǎn)品的純度為99.5％。

實施例3

(1)將煤直接液化石腦油進(jìn)料到加氫處理單元E進(jìn)行加氫脫硫脫氮，條件包括：壓力為2.5MPa，溫度為320℃，氫氣與煤直接液化石腦油的體積比為100：1，煤直接液化石腦油的體積空速4h^-1，加氫催化劑為FH-40A/B；

(2)將步驟(1)得到的加氫處理產(chǎn)物進(jìn)料到重整單元F進(jìn)行重整，條件包括：重整的反應(yīng)壓力為0.3MPa，重整的溫度為480℃，加氫處理產(chǎn)物 的體積空速為2h^-1，重整催化劑為R-85；

(3)將步驟(2)得到的重整產(chǎn)物進(jìn)料到芳烴抽提單元G進(jìn)行芳烴抽提，條件包括：抽提溶劑為環(huán)丁砜，壓力為0.5MPa，抽提溶劑的溫度為87℃，抽提溶劑與重整產(chǎn)物的重量之比為5：1，抽提溶劑的含水量為0.8重量％。

得到煤基混合芳烴F3。

對煤基混合芳烴F3進(jìn)行物料分析，煤基混合芳烴F3中組分組成含量為19.02重量％的苯、31.79重量％的甲苯、24.22重量％的C₈芳烴和24.97重量％的C₉-C₁₂芳烴。

(4)將煤基混合芳烴F3以流量為3750kg/h加入低碳烴精餾塔a，分離出低碳烴，剩余物料順序通入苯精餾塔b、甲苯精餾塔c、C₈芳烴精餾塔d和鄰二甲苯精餾塔e進(jìn)行分餾；由鄰二甲苯精餾塔e的塔頂?shù)玫洁彾妆疆a(chǎn)品，出料流量為3836.20kg/h；

(5)將甲醇與苯精餾塔b的塔頂分離出的苯加入到烷基化單元B，進(jìn)行烷基化反應(yīng)，其中烷基化催化劑為改性的ZSM-5分子篩催化劑(其中載體為ZSM-5分子篩，以載體為100重量份，活性組分為2.8重量份的NiO)，烷基化反應(yīng)的溫度為420℃，烷基化反應(yīng)的反應(yīng)壓力為0.5MPa，苯和甲醇的總重時空速為2.0h^-1，苯與甲醇的摩爾比為1.5：1。其中，甲醇進(jìn)料量為246kg/h。將烷基化反應(yīng)得到的第一產(chǎn)物回流進(jìn)入苯精餾塔b；

(6)將甲苯精餾塔c的塔頂分離出的甲苯和鄰二甲苯精餾e的塔底分離的C₉-C₁₂芳烴餾分送入歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元C，其中甲苯與C₉-C₁₂芳烴的重量比為75:25；歧化與烷基轉(zhuǎn)移的催化劑為T/A-2，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的溫度為430℃，歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的壓力為5.5MPa，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總重時空速為1.8h^-1；并將歧化與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)得到的第二產(chǎn)物回流進(jìn)入低碳烴精餾塔a，流量為2326kg/h；

(7)將C₈芳烴精餾塔d的塔頂分離出的不含鄰二甲苯的C₈芳烴送入 異構(gòu)化單元D進(jìn)行異構(gòu)化反應(yīng)，異構(gòu)化催化劑為SKI-400，異構(gòu)化的溫度為378℃，異構(gòu)化的反應(yīng)壓力為1.0MPa，不含鄰二甲苯的的重量空速為4.0h^-1；得到C₈⁺芳烴和輕烴；將C₈⁺芳烴送入C₈芳烴精餾塔d再次進(jìn)行分餾，輕烴返回到低碳烴精餾塔a進(jìn)行低碳烴分離。

結(jié)果見表1和表2。

歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元中，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總轉(zhuǎn)化率為45.23％；甲苯的轉(zhuǎn)化率為33.8％；C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化率為80.3％；苯和二甲苯的選擇性為97.81％。

鄰二甲苯的收率為96.92％。

鄰二甲苯產(chǎn)品的純度為99.6％。

表1歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元物料進(jìn)出組成含量

表2煤基混合芳烴生產(chǎn)鄰二甲苯物料進(jìn)出組成含量

通過實施例1-3及表1-2的數(shù)據(jù)，可以看出，本發(fā)明提供的方法可以有 效地進(jìn)行煤基混合芳烴和煤直接液化石腦油各自生產(chǎn)鄰二甲苯。本發(fā)明提供的方法可以有效地轉(zhuǎn)化C₉-C₁₂芳烴，可以從煤基混合芳烴和煤直接液化石腦油多產(chǎn)鄰二甲苯。歧化與烷基轉(zhuǎn)移單元中，甲苯和C₉-C₁₂芳烴的總轉(zhuǎn)化率為45-47％，甲苯的轉(zhuǎn)化率為33-38％，C₉-C₁₂芳烴的轉(zhuǎn)化率為68-81％，苯和二甲苯的選擇性為95-98％。而且本發(fā)明提供的方法可以生產(chǎn)鄰二甲苯的收率為96-97％，由此可見運用本發(fā)明可以有很高的由煤基原料生產(chǎn)鄰二甲苯的效益。