CN103597060A - 单环芳香族烃的制造方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：裂化重整反应工序，在该工序中，使原料油与催化剂接触、反应，从而得到含有单环芳香族烃的产物；精制回收工序，在该工序中，将由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的单环芳香族烃精制、回收；以及下述（1）或（2）中所述的工序：（1）加氢反应工序，在该工序中，对由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的重质馏分进行加氢；稀释工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到加氢反应工序中；和循环利用工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中；（2）稀释工序，在该工序中，在由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的重质馏分中加入稀释剂；加氢反应工序，在该工序中，对混合物进行加氢；和循环利用工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中。

Description

单环芳香族烃的制造方法
技术领域
本发明涉及单环芳香族烃的制造方法。
本申请基于2011年3月25日在日本提出申请的日本特愿2011-067690号和日本特愿2011-067691号主张优先权，并将其内容援引于此。
背景技术
用流化催化裂化（以下称为“FCC”）装置生成的裂化轻油即轻循环油（以下称为“LCO”）含有大量多环芳香族烃，其被用作轻油或重油。然而，近年来，正在研究由LCO得到可以作为高辛烷值汽油基材、石油化学原料利用的附加价值高的碳原子数为6～8的单环芳香族烃（例如苯、甲苯、二甲苯、乙苯等）。
例如，在专利文献1～3中，提出了使用沸石催化剂由LCO等中大量含有的多环芳香族烃来制造单环芳香族烃的方法。
现有技术文献
专利文献
专利文献1：日本特开平3-2128号公报
专利文献2：日本特开平3-52993号公报
专利文献3：日本特开平3-26791号公报
发明内容
发明所要解决的问题
然而，就专利文献1～3所述的方法而言，碳原子数为6～8的单环芳香族烃的收率不能说是足够高的。
对此，为了充分地提高单环芳香族烃的收率，可以考虑将上述LCO等裂化重整，并且将所得产物加氢，然后将该加氢反应物再次在裂化重整反应工序中循环利用。
这里，在将LCO等裂化重整而得到的产物中，其重质馏分中含有大量（例如50～95质量%）的多环芳香族烃。多环芳香族烃根据原料油的组成而不同，但主要由双环芳香族烃形成，其通过部分加氢而成为单环芳香族烃的良好原料。因此，通过如上所述地将多环芳香族烃的加氢反应物循环利用而再次供于裂化重整反应工序，可以充分提高单环芳香族烃的收率。
然而，双环芳香族（多环芳香族）烃的加氢反应为放热反应，并且放热量非常大。因此，将大量含有这种多环芳香族烃的上述产物加氢时，反应器中的反应温度变得极高，很难通过现有的设备来进行适当的反应。此外，通过例如从反应器中途阶段性地供给氢（氢急冷等），可以抑制反应温度的上升而进行适当的反应，但是此时反应器的装置构成变得复杂，从而导致设备成本大幅上升。
本发明是鉴于上述情况而进行的，其目的在于，提供一种单环芳香族烃的制造方法，该方法能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃，并且能够抑制加氢反应时的极端放热，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
用于解决问题的手段
本发明的特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使上述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
加氢反应工序，在该工序中，对由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的液体馏分进行加氢；
稀释工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分或稀释剂加入到上述液体馏分中；和
循环利用工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的另一部分送回到上述裂化重整反应工序中。
更具体而言，本发明的第1方案的单环芳香族烃的制造方法的特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使上述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
精制回收工序，在该工序中，将由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收；
加氢反应工序，在该工序中，对由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分进行加氢；
稀释工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到上述加氢反应工序中；和
循环利用工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的另一部分送回到上述裂化重整反应工序中。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述稀释工序中，按照使由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分与上述稀释油的质量比为10：90～80：20的范围内的方式，对送回到上述加氢反应工序中的稀释油的量进行调节。
此外，本发明的另一单环芳香族烃的制造方法的特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使上述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
加氢反应工序，在该工序中，对由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的一部分进行加氢；
精制回收工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的加氢反应物蒸馏，从而将碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收，并且由该碳原子数为6～8的单环芳香族烃分离出碳原子数为9以上的重质馏分；
稀释工序，在该工序中，将在上述精制回收工序中分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分的一部分作为稀释油送回到上述加氢反应工序中；和
循环利用工序，在该工序中，将在上述精制回收工序中分离出来的重质馏分的另一部分送回到上述裂化重整反应工序中。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述稀释工序中，按照使由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物与上述稀释油的质量比为20：80～80：20的范围内的方式，对送回到上述加氢反应工序中的稀释油的量进行调节。
此外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述稀释工序中，按照使由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物与上述稀释油的混合油中的多环芳香族烃的浓度为5～50质量%的方式，将上述稀释油送回到上述加氢反应工序中。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述加氢反应工序中，将加氢反应压力设定为0.7MPa～13MPa。
本发明的第2方案的单环芳香族烃的制造方法的特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使上述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
精制回收工序，在该工序中，将由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收；
稀释工序，在该工序中，在由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中加入由烃形成的稀释剂；
加氢反应工序，在该工序中，对上述混合物进行加氢；和
循环利用工序，在该工序中，将在上述加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物送回到上述裂化重整反应工序中。
此外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选具有下述稀释剂回收工序：从在上述加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物分离除去稀释剂，并且回收该稀释剂，从而作为加入到上述碳原子数为9以上的重质馏分中的稀释剂再利用。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选使用沸点小于185℃的烃油作为上述稀释剂。
此外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选使用多环芳香族烃的浓度为50质量%以下的稀释剂作为上述稀释剂。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述稀释工序中，按照使由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分与上述稀释剂的质量比为10：90～80：20的范围内的方式，对稀释剂的量进行调节。
此外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述稀释工序中，按照使在碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂而得到的混合物中的多环芳香族烃的浓度为5～50质量%的方式，加入稀释剂。
另外，在上述单环芳香族烃的制造方法中，优选在上述加氢反应工序中，将加氢反应压力设定为0.7MPa～13MPa。
发明效果
根据本发明的单环芳香族烃的制造方法，能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。另外，由于具有稀释工序，因此能够抑制因加氢反应工序中的多环芳香族烃的加氢而导致的极端放热，使得稳定的加氢反应成为可能，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
附图说明
图1是用于说明本发明的第1方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式的图。
图2是用于说明本发明的第1方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式的图。
图3是用于说明本发明的第2方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式的图。
图4是用于说明本发明的第2方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式的图。
具体实施方式
＜第1方案＞
“第1实施方式”
以下，对本发明的第1方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式进行说明。
图1是用于说明本发明的第1方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式的图，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法为由原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的方法。
即，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法如图1所示，在下述（a-1）～（h-1）的工序之中，（a-1）、（c-1）、（d-1）、（e-1）、（f-1）的工序为本发明的第1实施方案的第1实施方式中的必要工序，（b-1）、（g-1）、（h-1）的工序为任选工序。
（a-1）裂化重整反应工序，在该工序中，使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
（b-1）分离工序，在该工序中，将在裂化重整反应工序中生成的产物分离成多个馏分；
（c-1）精制回收工序，在该工序中，将在分离工序中分离出来的单环芳香族烃精制、回收；
（d-1）加氢反应工序，在该工序中，对由在分离工序中分离出来的馏分得到的碳原子数为9以上的重质馏分的全部或一部分进行加氢；
（e-1）稀释工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分送回到加氢反应工序中；
（f-1）循环利用工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的剩余部分送回到裂化重整反应工序中；
（g-1）氢回收工序，在该工序中，从在分离工序中分离出来的气体成分回收在裂化重整反应工序中副产的氢；和
（h-1）氢供给工序，在该工序中，将在氢回收工序中回收的氢供给到加氢反应工序中。
以下，对各工序进行具体说明。
＜裂化重整反应工序＞
在裂化重整反应工序中，使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触，从而将原料油中所含的饱和烃作为供氢源，通过来自饱和烃的氢转移反应将多环芳香族烃进行部分加氢，使其开环而转换成单环芳香族烃。另外，也可以通过对原料油中或在分离过程中得到的饱和烃进行环化、脱氢来转换成单环芳香族烃。此外，还可以通过对碳原子数为9以上的单环芳香族烃进行裂化来得到碳原子数为6～8的单环芳香族烃。由此，得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物。
另外，在该产物中，除了单环芳香族烃或重质馏分以外，还含有氢、甲烷、乙烷、乙烯、LPG（丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等）等。另外，在重质馏分中，含有大量萘、甲基萘、二甲基萘等双环芳香族烃，并且根据原料油的不同，还含有蒽等三环以上的芳香族烃。在本申请中，将这些双环芳香族烃和三环以上的芳香族烃一起记为多环芳香族烃。
在该裂化重整反应工序中，就原料油中的环烷苯（naphthenobenzene）类、链烷烃类、环烷烃类等成分而言，通过制造单环芳香族烃，其大部分会消失。另外，多环芳香族烃的一部分会通过裂化及与饱和烃的氢转移而转换成单环芳香族烃，但同时通过切断烷基侧链还会副产主要为萘、甲基萘、二甲基萘之类的侧链少的双环芳香族烃。因此在该裂化重整反应工序中，在以高收率制造单环芳香族烃的同时，还以碳原子数为9以上的重质馏分的形式副产双环芳香族烃。
（原料油）
本发明中所使用的原料油是10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的油。对于10容量%馏出温度低于140℃的油而言，是由轻质的油制造单环芳香族烃，这与本发明的主旨不相称。另外，在使用了90容量%馏出温度超过380℃的油的情况下，存在如下倾向：不仅单环芳香族烃的收率变低，而且单环芳香族烃制造用催化剂上的焦炭堆积量增大，从而引起催化剂活性的急剧降低。
原料油的10容量%馏出温度优选为150℃以上，原料油的90容量%馏出温度优选为360℃以下。
此外，这里所说的10容量%馏出温度、90容量%馏出温度是指依据JISK2254“石油产品-蒸馏试验方法”测定的值。
作为10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油，例如可列举出LCO、LCO的加氢精制油、煤液化油、重质油加氢裂化精制油、直馏煤油、直馏轻油、焦化煤油、焦化轻油及油砂加氢裂化精制油等。
多环芳香族烃的反应性低，其是难以通过本发明的裂化重整反应工序转换成单环芳香族烃的物质，然而在加氢反应工序中对其进行加氢时会转换成环烷苯类，从而可以通过再次在裂化重整反应工序中循环利用而转换成单环芳香族烃。因此，对于在原料油中含有大量多环芳香族烃是没有特别限定的，在多环芳香族烃之中，三环以上的芳香族烃在加氢反应工序中消耗大量的氢，并且即使是加氢反应物，其在裂化重整反应工序中的反应性也低，因此不优选大量含有。因此，原料油中的三环以上的芳香族烃优选为25容量%以下，更优选为15容量%以下。
此外，对于用于含有在加氢反应工序中转换成环烷苯的双环芳香族烃并且削减三环以上的芳香族烃的原料油而言，更优选例如原料油的90容量%馏出温度为330℃以下。
另外，这里所说的多环芳香族烃是指依据JPI-5S-49“石油产品-烃型试验方法-高速液相色谱法”测定或者通过FID气相色谱法或二维气相色谱法分析而得到的双环芳香族烃含量（双环芳香族成分）与三环以上的芳香族烃含量（三环以上的芳香族成分）的总值。以下，在多环芳香族烃、双环芳香族烃、三环以上的芳香族烃的含量以容量%表示的情况下，是依据JPI-5S-49测定的值；在以质量%表示的情况下，是基于FID气相色谱法或二维气相色谱法测定的值。
（反应形式）
作为使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触而反应时的反应形式，可以列举出固定床、移动床、流化床等。由于在本发明中将重质成分作为原料，因此优选可以连续性地除去附着于催化剂的焦炭成分并且能够稳定地进行反应的流化床，特别优选能够使催化剂在反应器与再生器之间循环、连续地重复反应-再生的连续再生式流化床。与单环芳香族烃制造用催化剂接触时的原料油优选为气相状态。另外，原料根据需要可以用气体来稀释。
（单环芳香族烃制造用催化剂）
单环芳香族烃制造用催化剂含有结晶性铝硅酸盐。
[结晶性铝硅酸盐]
从能够进一步提高单环芳香族烃的收率的观点考虑，结晶性硅铝酸盐优选中微孔沸石和/或大微孔沸石。
中微孔沸石是具有10元环的骨架结构的沸石。作为中微孔沸石，例如可以列举出AEL型、EUO型、FER型、HEU型、MEL型、MFI型、NES型、TON型、WEI型晶体结构的沸石。其中，从能够进一步提高单环芳香族烃的收率的观点考虑，优选MFI型。
大微孔沸石是具有12元环的骨架结构的沸石。作为大微孔沸石，例如可以列举出AFI型、ATO型、BEA型、CON型、FAU型、GME型、LTL型、MOR型、MTW型、OFF型晶体结构的沸石。其中，从能够在工业上使用的观点考虑，优选BEA型、FAU型、MOR型，从能够进一步提高单环芳香族烃的收率的观点考虑，优选BEA型。
除了中微孔沸石以及大微孔沸石以外，结晶性硅铝酸盐还可以含有具有10元环以下的骨架结构的小微孔沸石和具有14元环以上的骨架结构的超大微孔沸石。
这里，作为小微孔沸石，例如可以列举出ANA型、CHA型、ERI型、GIS型、KFI型、LTA型、NAT型、PAU型、YUG型晶体结构的沸石。
作为超大微孔沸石，例如可以列举出CLO型、VPI型晶体结构的沸石。
在使裂化重整反应工序为固定床的反应的情况下，单环芳香族烃制造用催化剂中的结晶性铝硅酸盐的含量优选将单环芳香族烃制造用催化剂总体设为100质量%时为60～100质量%，更优选为70～100质量%，特别优选为90～100质量%。结晶性铝硅酸盐的含量为60质量%以上时，能够充分地提高单环芳香族烃的收率。
在使裂化重整反应工序为流化床的反应的情况下，单环芳香族烃制造用催化剂中的结晶性铝硅酸盐的含量优选将单环芳香族烃制造用催化剂总体设为100质量%时为20～60质量%，更优选为30～60质量%，特别优选为35～60质量%。结晶性铝硅酸盐的含量为20质量%以上时，能够充分地提高单环芳香族烃的收率。结晶性铝硅酸盐的含量超过60质量%时，可以与催化剂配合的粘结剂（binder）的含量变少，有时不适于用作流化床。
[镓、锌]
根据需要，单环芳香族烃制造用催化剂中可以含有镓和/或锌。含有镓和/或锌时，能够进一步增大单环芳香族烃的生成比例。
作为单环芳香族烃制造用催化剂中含有镓的形态，可以列举出：在结晶性铝硅酸盐的晶格骨架内嵌入有镓的形态（结晶性铝镓硅酸盐）；在结晶性铝硅酸盐中担载有镓的形态（镓担载结晶性铝硅酸盐）；和包含这两者的形态。
作为单环芳香族烃制造用催化剂中含有锌的形态，可以列举出：在结晶性铝硅酸盐的晶格骨架内嵌入有锌的形态（结晶性铝锌硅酸盐）；在结晶性铝硅酸盐中担载有锌的形态（锌担载结晶性铝硅酸盐）；和包含这两者的形态。
结晶性铝镓硅酸盐、结晶性铝锌硅酸盐具有如下的结构：SiO4、AlO4及GaO4/ZnO4结构存在于骨架中。另外，结晶性铝镓硅酸盐、结晶性铝锌硅酸盐例如可以通过由水热合成引起的凝胶结晶化、在结晶性铝硅酸盐的晶格骨架中插入镓或锌的方法或者在结晶性镓硅酸盐或结晶性锌硅酸盐的晶格骨架中插入铝的方法来得到。
镓担载结晶性铝硅酸盐是利用离子交换法、含浸法等公知的方法在结晶性铝硅酸盐中担载镓而得到的。作为此时使用的镓源，没有特别限定，可以列举出硝酸镓、氯化镓等镓盐、氧化镓等。
锌担载结晶性铝硅酸盐是利用离子交换法、含浸法等公知的方法在结晶性铝硅酸盐中担载锌而得到的。作为此时使用的锌源，没有特别限定，但可以列举出硝酸锌、氯化锌等锌盐、氧化锌等。
在单环芳香族烃制造用催化剂含有镓和/或锌的情况下，单环芳香族烃制造用催化剂中的镓和锌的含量优选将催化剂总体设为100质量%时为0.01～5.0质量%，更优选为0.05～2.0质量%。镓和/或锌的含量为0.01质量%以上时，能够进一步增大单环芳香族烃的生成比例；镓和/或锌的含量为5.0质量%以下时，能够进一步提高单环芳香族烃的收率。
[磷、硼]
在单环芳香族烃制造用催化剂中，优选含有磷和/或硼。单环芳香族烃制造用催化剂含有磷和/或硼时，能够防止单环芳香族烃的收率经时性地降低，并且能够抑制催化剂表面的焦炭生成。
作为使单环芳香族烃制造用催化剂含磷的方法，例如可列举出：通过离子交换法、含浸法等在结晶性铝硅酸盐、结晶性铝镓硅酸盐或结晶性铝锌硅酸盐上担载磷的方法；在合成沸石时使其含有磷化合物并将结晶性铝硅酸盐的骨架内的一部分置换为磷的方法；和在合成沸石时使用含磷的结晶促进剂的方法等。作为此时使用的含磷酸根离子的水溶液，没有特别限定，可优选使用使磷酸、磷酸氢二铵、磷酸二氢铵及其它的水溶性磷酸盐等以任意的浓度溶解于水而制备的那些。
作为使单环芳香族烃制造用催化剂含硼的方法，例如可列举出：通过离子交换法、含浸法等在结晶性铝硅酸盐、结晶性铝镓硅酸盐或结晶性铝锌硅酸盐上担载硼的方法；在合成沸石时使其含有硼化合物并将结晶性铝硅酸盐的骨架内的一部分置换为硼的方法；在合成沸石时使用含硼的结晶促进剂的方法等。
单环芳香族烃制造用催化剂中的磷和/或硼的含量优选将催化剂总体设为100质量%时为0.1～10质量%，更优选为0.5～9质量%，进一步优选为0.5～8质量%。磷和/或硼的含量为0.1质量%以上时，能够进一步防止收率经时性地降低；磷和/或硼的含量为10质量%以下时，能够进一步提高单环芳香族烃的收率。
[形状]
单环芳香族烃制造用催化剂根据反应形式而被制成例如粉末状、粒状、料粒状（pellet）等。例如，在流化床的情况下被制成粉末状，而在固定床的情况下被制成粒状或料粒状。流化床中使用的催化剂的平均粒径优选为30～180μm，更优选为50～100μm。另外，流化床中使用的催化剂的松密度优选为0.4～1.8g/cc，更优选为0.5～1.0g/cc。
此外，平均粒径表示在通过基于筛的分级而得到的粒径分布中成为50质量%的粒径，松装密度是通过JIS规格R9301-2-3的方法进行测定而得到的值。
在得到粒状或料粒状的催化剂的情况下，根据需要在催化剂中配合不活泼性的氧化物作为粘结剂，然后使用各种成形机进行成形即可。
在单环芳香族烃制造用催化剂含有粘结剂等无机氧化物的情况下，作为粘结剂，可以使用含有磷的那些。
（反应温度）
使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触而反应时的反应温度虽然没有特别限制，但优选设为400～650℃。反应温度的下限为400℃以上时，能够容易地使原料油反应，更优选为450℃以上。另外，反应温度的上限为650℃以下时，能够充分地提高单环芳香族烃的收率，更优选为600℃以下。
（反应压力）
使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触而反应时的反应压力优选设为1.5MPaG以下，更优选设为1.0MPaG以下。反应压力为1.5MPaG以下时，能够抑制副产轻质气体，并且能够降低反应装置的耐压性。
（接触时间）
原料油与单环芳香族烃制造用催化剂的接触时间只要实质上进行期望的反应就行，没有特别限制，例如以单环芳香族烃制造用催化剂上的气体通过时间计优选为1～300秒，并且更优选设为下限为5秒且上限为150秒。接触时间为1秒以上时，能够可靠地进行反应；接触时间为300秒以下时，能够抑制由焦化等引起的催化剂上碳质的蓄积。或者，可以抑制由裂化产生的轻质气体的产生量。
＜分离工序＞
在分离工序中，将在裂化重整反应工序中生成的产物分离成多个馏分。
对于分离成多个馏分而言，只要使用公知的蒸馏装置、气液分离装置即可。作为蒸馏装置的一个例子，可以列举出能够通过汽提塔之类的多段蒸馏装置对多个馏分进行蒸馏分离的装置。作为气液分离装置的一个例子，可列举出具备下述构件的装置：气液分离槽、向该气液分离槽导入上述产物的产物导入管、设置于上述气液分离槽的上部的气体成分流出管和设置于上述气液分离槽的下部的液体成分流出管。
在分离工序中，至少将气体成分和液体馏分分离，并且将该液体馏分进一步分离成多个馏分。作为这种分离工序的例子，可列举出：分离成主要含有碳原子数为4以下的成分（例如氢、甲烷、乙烷、LPG等）的气体成分和液体馏分的形态、分离成含有碳原子数为2以下的成分（例如氢、甲烷、乙烷）的气体成分和液体馏分的形态、将上述液体馏分进一步分为含有单环芳香族烃的馏分和重质馏分来进行分离的形态、将上述液体馏分进一步分为含LPG、单环芳香族烃的馏分和重质馏分来进行分离的形态、将上述液体馏分进一步分为含LPG、单环芳香族烃的馏分和多种重质馏分来进行分离的形态等。
在本实施方式中，可适宜地采用分离成含有碳原子数为4以下的成分（例如氢、甲烷、乙烷、LPG等）的气体成分和液体馏分并且将该液体馏分进一步分为含碳原子数为6～8的单环芳香族烃的馏分和比其更重质的馏分（碳原子数为9以上的重质馏分）来进行分离的形态。这里，通过分离工序分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分虽然根据原料油的性状、裂化重整反应工序、分离工序等条件而不同，但多环芳香族烃的浓度为50～95质量%，变得非常高。
＜精制回收工序＞
在精制回收工序中，将通过分离工序得到的碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收。
作为该精制回收工序，由于在上述分离工序中将比单环芳香族烃更重质的馏分分离，因此可采用由含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃的馏分回收苯/甲苯/二甲苯的工序。这里，比单环芳香族烃更重质的馏分为碳原子数为9以上的重质馏分，其以多环芳香族烃为主成分，尤其含有大量萘类等双环芳香族烃。
此外，在采用了不分馏液体馏分的形态作为上述分离工序的情况下，该精制回收工序采用将比单环芳香族烃更重质的馏分分离、除去而回收单环芳香族烃或苯/甲苯/二甲苯（碳原子数为6～8的单环芳香族烃）的工序。
另外，在通过上述分离工序未能良好地分馏液体馏分的情况下回收碳原子数为6～8的单环芳香族烃时，含有大量除了该单环芳香族烃以外的馏分，此时可以按将该馏分分离并且将其供给到例如后述的加氢反应工序中的方式来进行。上述比单环芳香族烃更重质的馏分将多环芳香族烃作为主成分，其尤其含有大量萘类等双环芳香族烃。
＜加氢反应工序＞
在加氢反应工序中，对由在分离工序中分离出来的馏分得到的碳原子数为9以上的重质馏分的全部或一部分进行加氢。具体而言，将重质馏分和氢供给到加氢反应器中，并且使用加氢催化剂来对重质馏分中所含的多环芳香族烃的至少一部分进行加氢处理。这里，通过分离工序以及精制回收工序分离出来而供于加氢反应工序的重质馏分即碳原子数为9以上的重质馏分含有大量萘类等双环芳香族（多环芳香族）烃。
因此，在加氢反应工序中，优选将该多环芳香族烃加氢至芳香环变成一个为止。例如，萘优选加氢至成为四氢萘（环烷苯）为止，而就甲基萘、二甲基萘等烷基萘而言，也优选使其为环烷苯、即具有四氢萘骨架的芳香环为一个的芳香族烃。同样地，优选使茚类为具有茚满骨架的芳香族烃；使蒽类为具有八氢蒽骨架的芳香族烃；使菲类为具有八氢菲骨架的芳香族烃。
此外，在未将碳原子数为9以上的重质馏分的一部分供于加氢反应工序的情况下，可以通过分离萘等将重质馏分用于制造萘类，也可以将重质馏分作为燃料基材来使用。
在进行加氢至芳香环成为一个为止的情况下，在后述的循环利用工序中将该加氢反应物送回到裂化重整反应工序中时，该加氢反应物、尤其具有四氢萘骨架的芳香族烃可容易地转换成单环芳香族烃。为了这样地提高裂化重整反应工序中的单环芳香族烃的收率，优选将通过该加氢反应工序得到的加氢反应物中的多环芳香族烃的含量设为40质量%以下，更优选设为25质量%以下，进一步优选设为15质量%以下。
此外，虽然会根据运转条件而不同，但在常规的条件下，在该加氢反应工序中得到的加氢反应物中，含有若干质量%～30质量%左右的双环芳香族烃、40质量%～90质量%左右的单环环烷苯和若干质量%～30质量%左右的双环萘。
另外，加氢反应物中的多环芳香族烃的含量优选比原料油的多环芳香族烃含量更少。对于加氢反应物中的多环芳香族烃的含量、即多环芳香族烃的浓度而言，可以通过增加加氢催化剂量或提高反应压力来降低该浓度。但是，不需要进行加氢处理至多环芳香族烃的全部成为饱和烃为止。过量地加氢会招致氢消耗量的增加，并且招致放热量的过度增大。
作为加氢反应工序中的反应形式，可以适宜地采用固定床。
作为加氢催化剂，可以使用公知的加氢催化剂（例如镍催化剂、钯催化剂、镍-钼系催化剂、钴-钼系催化剂、镍-钴-钼系催化剂、镍-钨系催化剂等）。
加氢反应温度根据所使用的加氢催化剂而不同，通常设为100～450℃的范围，更优选设为200～400℃的范围，进一步优选设为250～380℃的范围。
作为加氢反应压力，优选设为0.7MPa以上且13MPa以下。尤其，更优选设为1MPa以上且10MPa以下，进一步优选设为1MPa以上且7MPa以下。将加氢反应压力设定为13MPa以下时，能够使用耐用压力较低的加氢反应器，从而能够降低设备成本。另外，由于在氢回收工序中回收的氢的压力通常为13MPa以下，因此能够在不会升压的情况下使用回收的氢。另一方面，将加氢反应压力设定为0.7MPa以上时，能够充分适当地维持加氢反应的收率。
氢消耗量也取决于在后述的稀释工序中返送的稀释油的量，优选为2000scfb（337Nm3/m3）以下，更优选为1500scfb（253Nm3/m3）以下，进一步优选为1000scfb（169Nm3/m3）以下。
另一方面，从加氢反应的收率的观点考虑，氢消耗量优选为100scfb（17Nm3/m3）以上。
液时空速（LHSV）优选设为0.1h-1以上且20h-1以下，更优选设为0.2h-1以上且10h-1以下。将液时空速设为20h-1以下时，能够以更低的加氢反应压力将多环芳香族烃充分加氢。另一方面，通过将液时空速设为0.1-1以上，能够避免加氢反应器的大型化。
这里，多环芳香族烃、例如占其大部分的双环芳香族烃如上所述在加氢反应时的放热量非常大，在为多环芳香族烃的含有比率高的原料的情况下，为了稳定地进行反应，也期望采用能抑制反应温度过度上升的方法。在本发明中，作为抑制反应温度的抑制方法，也可以采用常规的方法，能够利用在常规的煤轻油脱硫装置中采用的循环氢气急冷、用冷却油进行的液急冷等方法。然而，如上所述，在分离工序中分离、直接供于该加氢反应工序的重质馏分中，多环芳香族烃的浓度为例如50～95质量%，变得非常高。因此，想要仅通过循环氢气急冷和/或液急冷来抑制放热的话，就需要接近两位数的急冷设备，并且用于抑制放热的反应装置周边的构成会变得非常复杂。另外，由于成为伴随极大放热量的反应装置，因此被评价为非常运转时风险大的装置。
另外，对加氢反应本身进行控制变得困难，导致由双环芳香族（多环芳香族）烃转化成适合作为单环芳香族烃的原料的环烷苯的反应变得不再适当地进行。
因此，在本实施方式中，通过后述的稀释工序对供于加氢反应工序的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度进行调节，从而对由多环芳香族烃的加氢而产生的放热进行抑制，以使得即便采用例如在煤轻油的脱硫中使用的现有的常规的加氢反应器也能够充分地进行适当的加氢反应。与此同时，通过将在加氢反应工序中未反应的多环芳香族烃的一部分再次送回到加氢反应工序中，还能够兼具增加单环芳香族烃的收率的效果。
＜稀释工序＞
在稀释工序中，将在加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到上述加氢反应工序中，将供于该加氢反应工序的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度降至适当的浓度。即，如上所述，在分离工序中分离、直接供于加氢反应工序的重质馏分（与稀释油分开另行供给的重质馏分）中，其多环芳香族烃的浓度为例如50～95质量%，变得非常高。与此相对，由于在加氢反应工序中如上所述那样将供给的重质馏分中的多环芳香族烃加氢至芳香环成为一个为止，因此在该加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物中的多环芳香族烃的浓度虽然根据加氢反应的条件而不同，但为例如5～40质量%左右，大幅降低。
因此，将这样地多环芳香族烃的浓度降低了的加氢反应物作为稀释油送回到上述加氢反应工序中，由此能够将供于该加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度降至适当的浓度。
具体而言，在该稀释工序中，优选按下述方式将上述稀释油送回到上述加氢反应工序中：使得由从在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而与稀释油分开另行供于加氢反应工序的产物（碳原子数为9以上的重质馏分）和稀释油形成的混合油、即实际上供于加氢反应工序的混合油中的多环芳香族烃的浓度为5质量%以上且50质量%以下。另外，更优选按照使多环芳香族烃的浓度为15质量%以上且35质量%以下的方式送回。
通过将混合油中的多环芳香族烃的浓度设为50质量%以下，能够抑制由加氢反应产生的放热，从而能够防止在加氢反应器中反应温度极端上升，进行适当的加氢反应（例如由双环芳香族烃向环烷苯类的转化）。另外，使得常规的加氢反应器的使用成为可能。此外，通过将混合油中的多环芳香族烃的浓度设为5质量%以上，能够以所期望的效率来进行作为加氢反应工序的主要目标的由多环芳香族烃向环烷苯类的转化。
其中，混合油中的多环芳香族烃的浓度过低时，由多环芳香族烃向环烷苯类的转化效率变低，从而加氢反应器变得大型化，因而不优选。因此，为了进一步提高转化效率，如上所述那样更优选设为15质量%以上。另外，为了更加充分地抑制由加氢反应产生的放热，更优选设为35质量%以下。
在该稀释工序中，调节成上述那样的多环芳香族烃的浓度，因此可适当地确定返送的稀释油的量。此时，稀释油的量受由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物（碳原子数为9以上的重质馏分）中的多环芳香族烃的浓度的影响较大。即，上述产物中的多环芳香族烃的浓度高时，需要相对增多稀释油的量；产物中的多环芳香族烃的浓度低时，能够相对减少稀释油的量。
通常，如上所述，由分离工序直接供于加氢反应工序的重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度为50～95质量%。
因此，依据例如JPI-5S-49“石油产品-烃型试验方法-高速液相色谱法”对重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释油中的多环芳香族烃的浓度进行测定，或者通过FID气相色谱法、二次元气相色谱法等对重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释油中的多环芳香族烃的浓度进行确认，按照使用稀释油稀释后的混合油的多环芳香族烃的浓度如上所述那样为5～50质量%、优选为15～35质量%的方式来确定重质馏分（产物）与稀释油的配合量。通常，由分离工序直接供于加氢反应工序的重质馏分（从在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分）与上述稀释油的质量比（混合比）根据重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度、供给了稀释油的加氢反应压力而不同，但按照使其为10：90～80：20的范围内的方式进行调节。
这里，根据加氢反应工序的条件，稀释油的多环芳香族烃的浓度会变化，但在如上所述那样使通过加氢反应工序得到的加氢反应物中的多环芳香族烃的含量（浓度）为40质量%以下这样的条件下进行时，通过将上述重质馏分与上述稀释油的质量比设在上述范围内，可以将上述混合油的多环芳香族烃的浓度调节至5～50质量%，优选调节至15～35质量%。
此外，在由分离工序直接供于加氢反应工序的重质馏分的每单位时间的流量固定的情况下，在设为上述质量比的范围内的条件下，以将稀释油每单位时间的流量固定的方式送回到加氢反应工序中。另外，在上述重质馏分的每单位时间的流量变化的情况下，以与该变化对应的方式使稀释油的流量也变化。
通过按照使质量比为这样的范围内的方式进行调节，将调节后的量的加氢反应物作为稀释油送回到上述加氢反应工序中，由此能够抑制在加氢反应工序中由加氢反应产生的放热，从而防止在加氢反应器中反应温度极端上升，进行适当的加氢反应（例如由双环芳香族烃向环烷苯类的转化）。另外，使得常规的加氢反应器的使用成为可能。并且，能够以所期望的效率进行作为加氢反应工序的主要目标的由多环芳香族烃向环烷苯类的转化。
＜氢回收工序＞
在氢回收工序中，由在分离工序中得到的气体成分回收氢。
作为回收氢的方法，只要能够将通过分离工序得到的气体成分中所含的氢与其以外的气体分离就行，没有特别限制，例如可列举出压力变动吸附法（PSA法）、深冷分离法、膜分离法等。
＜氢供给工序＞
在氢供给工序中，将在氢回收工序中得到的氢供给到加氢反应工序的加氢反应器中。此时的氢供给量可根据供于加氢反应工序的上述混合油的量来进行调节。另外，需要的话，可对氢压力进行调节。
通过如本实施方式那样具有氢供给工序，能够使用在上述裂化重整反应工序中副产出来的氢来对上述混合油进行加氢。用副产氢来供应一部分或者全部的氢，由此使得削减来自外部的氢供给的一部分或者全部成为可能。
＜循环利用工序＞
在循环利用工序中，将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的另一部分、即通过上述稀释工序送回到加氢反应工序中的加氢反应物的余量（剩余部分）与原料油混合或者分别送回到裂化重整反应工序中。
通过将重质馏分的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中，能够将作为副产物的重质馏分也作为原料来得到单环芳香族烃。因此，能够削减副产物量，而且能够增加单环芳香族烃的产量。另外，由于通过加氢还生成了饱和烃，因此还能够促进裂化重整反应工序中的氢转移反应。由于这些原因，因此能够提高总体的单环芳香族烃相对于原料油的供给量的收率。
此外，在不进行加氢处理的情况下将重质馏分直接送回到裂化重整反应工序中时，由于多环芳香族烃的反应性低，因此单环芳香族烃的收率几乎不提高。
在本循环利用工序中，不必一定要将通过上述稀释工序送回到加氢反应工序中的加氢反应物的余量（剩余部分）全部送回到裂化重整反应工序中。此时，未送回的重质馏分的加氢反应物可以用于燃料基材等。
在本实施方式的单环芳香族烃的制造方法中，具有加氢反应工序和循环利用工序，因此能够将作为副产物的重质馏分也作为原料来得到单环芳香族烃。因此，能够削减副产物量，而且能够增加单环芳香族烃的产量。由此，能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。
另外，具有下述稀释工序：将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到加氢反应工序中，降低供于该加氢反应工序的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度，因此可抑制因加氢反应工序中的多环芳香族烃的加氢而导致的极端放热，使得稳定的加氢反应成为可能，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
此外，在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物也可以在暂时分离除去气体成分后经过循环利用工序而送回到裂化重整反应工序中，或者经过稀释工序而作为稀释油供于加氢反应工序。
“第2实施方式例”
对本发明的第1实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式进行说明
图2是用于说明本发明的第1实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式的图，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法也是由原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的方法。
即，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法如图2所示，在下述（i-1）～（p-1）的工序之中，（i-1）、（k-1）、（l-1）、（m-1）、（n-1）的工序为本发明的第1实施方案的第2实施方式中的必要工序，（j-1）、（o-1）、（p-1）的工序为任选工序。
（i-1）裂化重整反应工序，在该工序中，使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
（j-1）分离工序，在该工序中，将在裂化重整反应工序中生成的产物分离成气体成分和液体成分；
（k-1）加氢反应工序，在该工序中，对在分离工序中分离出来的液体成分进行加氢；
（l-1）精制回收工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的加氢反应物蒸馏，从而将单环芳香族烃精制、回收；
（m-1）稀释工序，在该工序中，将在精制回收工序中分离出来的重质馏分的加氢反应物的一部分送回到加氢反应工序中；
（n-1）循环利用工序，在该工序中，将在精制回收工序中分离出来的重质馏分的加氢反应物的剩余部分送回到裂化重整反应工序中；
（o-1）氢回收工序，在该工序中，由在分离工序中分离出来的气体成分回收在裂化重整反应工序中副产的氢；和
（p-1）氢供给工序，在该工序中，将在氢回收工序中回收的氢供给到加氢反应工序中。
（i-1）裂化重整反应工序可以与第1实施方式例中的（a-1）裂化重整反应工序同样地进行。
（o-1）氢回收工序可以与第1实施方式例中的（g-1）氢回收工序同样地进行。
（p-1）氢供给工序可以与第1实施方式例中的（h-1）氢供给工序同样地进行。
在本实施方式中的（j-1）分离工序中，例如可采用将含有碳原子数为4以下的成分（例如氢、甲烷、乙烷、LPG等）的气体成分和液体馏分分离的形态。就液体馏分而言，由于在（l-1）精制回收工序中进行分离，因此与第1实施方式不同，这里不分离含有单环芳香族烃的馏分、重质馏分等。其中，可适当地除去不适于作为本申请的目标的循环利用的极重质馏分、在裂化重整反应工序中采用了流化床时混入的催化剂粉末等。此时，也不分离单环芳香族烃和以加氢并且循环利用为目标的重质馏分。
在本实施方式中的（k-1）加氢反应工序中，可以使用与第1实施方式中的（d-1）加氢反应工序同样的加氢催化剂。
另外，在（k-1）加氢反应工序中，与第1实施方式例中的（d-1）加氢反应工序不同，在分离工序中得到的液体成分全部从加氢反应器通过，因此所得单环芳香族烃也加氢。然而，单环芳香族烃的加氢违背了本发明的目的。因此，在（k-1）加氢反应工序中，由加氢而导致的单环芳香族烃的损失量优选在将该加氢反应工序前的单环芳香族烃的量设为100质量%时为5质量%以下。用于达成上述损失量的反应条件大致处于第1实施方式中的反应条件的范围内，但为了避免单环芳香族烃的过度加氢，优选设为比第1实施方式更高的温度。
例如，加氢反应温度根据所使用的加氢催化剂而不同，通常为250～450℃的范围，更优选为300～400℃的范围，进一步优选为320～380℃的范围。
加氢反应压力优选设为0.7MPa以上且13MPa以下。尤其，更优选设为1MPa以上且10MPa以下，进一步优选设为1MPa以上且7MPa以下。将加氢反应压力设定为13MPa以下时，能够使用耐用压力较低的加氢反应器，从而能够降低设备成本。另外，由于在氢回收工序中回收的氢的压力通常为13MPa以下，因此能够在不会升压的情况下使用回收的氢。另一方面，将加氢反应压力为0.7MPa以上时，能够充分适当地维持加氢反应的收率。
氢消耗量取决于在稀释工序中返送的稀释油的量，优选为2000scfb（337Nm3/m3）以下，更优选为1500scfb（253Nm3/m3）以下，进一步优选为1000scfb（169Nm3/m3）以下。另一方面，从加氢反应的收率的观点考虑，氢消耗量优选为100scfb（17Nm3/m3）以上。
液时空速（LHSV）优选设为0.1h-1以上且20h-1以下，更优选设为0.2h-1以上且10h-1以下。将液时空速设为20h-1以下时，能够以更低的加氢反应压力将多环芳香族烃充分加氢。另一方面，通过将液时空速设为0.1-1以上，能够避免加氢反应器变得大型化。
此外，在本实施方式中的（k-1）加氢反应工序中，直接供于该加氢反应工序的油为在分离工序中得到的液体馏分（液体成分）的全部（其中，可使用适当地除去了不适于作为本申请的目标的循环利用的极重质馏分、在裂化重整反应工序中采用了流化床时混入的催化剂粉末等的液体馏分），其还含有大量单环芳香族烃。因此，与第1实施方式中的（d-1）加氢反应工序相比，在本实施方式中，直接供于（k-1）加氢反应工序的油中的多环芳香族烃的浓度（每单位量的含量）变低（变少）。
在（l-1）精制回收工序中，回收单环芳香族烃或苯/甲苯/二甲苯，并且将碳原子数为9以上的重质馏分分离。这里，在碳原子数为9以上的重质馏分中，含有多环芳香族烃的加氢反应物及未加氢的多环芳香族烃作为主成分。
在（m-1）稀释工序中，与第1实施方式中的（e-1）稀释工序同样地操作，从而将在上述精制回收工序中分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分的一部分作为稀释油送回到上述加氢反应工序中。由此，降低供于该加氢反应工序的上述产物中的多环芳香族烃的浓度。其中，在本实施方式中，如上所述那样直接供于的加氢反应工序的油中的多环芳香族烃的浓度（每单位量的含量）与第1实施方式相比变低（变少）。通常，由分离工序直接供于加氢反应工序的液体馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度为40～75质量%左右。
因此，为了使得实际供于加氢反应工序的混合油中的多环芳香族烃的浓度与第1实施方式同样地为5质量%以上且50质量%以下、优选为15质量%以上且35质量%以下，可以与第1实施方式相比减少稀释油的返送量。此时，依据例如JPI-5S-49“石油产品-烃型试验方法-高速液相色谱法”对由分离工序直接供于加氢反应工序的液体馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释油中的多环芳香族烃的浓度进行测定，或者通过FID气相色谱法、二次元气相色谱法等对由分离工序直接供于加氢反应工序的液体馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释油中的多环芳香族烃的浓度进行确认，决定用于稀释至上述优选的多环芳香族烃的浓度的稀释油配合量。
通常，在该稀释工序中，由从在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物与稀释油形成的混合油的质量比在20：80～80：20的范围内进行调节。
这里，根据加氢反应工序的条件，稀释油的多环芳香族烃的浓度会变化，但在例如使通过精制回收工序回收单环芳香族烃后的碳原子数为9以上的重质馏分中的多环芳香族烃的含量（浓度）为40质量%以下这样的条件下进行时，通过将上述重质馏分与上述稀释油的质量比设在上述范围内，可以将上述混合油的多环芳香族烃的浓度调节至5～50质量%，优选调节至15～35质量%。
在（n-1）循环利用工序中，与第1实施方式中的（f-1）循环利用工序同样地操作，将在精制回收工序中得到的重质馏分的另一部分、即通过上述稀释工序送回到加氢反应工序中的加氢反应物的余量（剩余部分）与原料油混合或者分别送回到裂化重整反应工序中。
由于在本实施方式的单环芳香族烃的制造方法中具有加氢反应工序和循环利用工序，因此能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。
另外，具有下述稀释工序：将在加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到加氢反应工序中，降低供于该加氢反应工序的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度，因此能够抑制因加氢反应工序中的多环芳香族烃的加氢引起的极端放热，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
此外，在本循环利用工序中，不必一定要将通过上述稀释工序送回到加氢反应工序中的加氢反应物的余量（剩余部分）全部送回到裂化重整反应工序中。此时，未送回的重质馏分的加氢反应物可以用于燃料基材等。
“其他实施方式”
此外，本发明不受上述实施方式例的限定，可以在不脱离本发明的主旨的范围进行各种变更。
例如，在加氢反应工序中使用的氢可以利用通过公知的氢制造方法得到的氢，而不是在裂化重整反应工序中副产的氢。另外，也可以利用在其他催化裂化方法中副产的氢。
另外，在第1实施方式和第2实施方式中，还可以设置下述重质馏分排出工序，在该工序中，将由在分离工序中分离出来的馏分得到的碳原子数为9以上的重质馏分的一部分取出固定量并排出至体系外。具体而言，可以按下述设置：在第1实施方式中由分离工序向加氢反应工序直接供给重质馏分时，在混合稀释油前，将该重质馏分的一部分取出并排出至体系外。另外，还可以按下述设置：在加氢反应工序后，或者在稀释工序后，将重质馏分的一部分取出并排出至体系外。
同样地，在第2实施方式中，可以按下述设置：在加氢反应工序后，并且在稀释工序后，将重质馏分的一部分取出并排出至体系外。
＜第2实施方案＞
“第1实施方式”
以下，对本发明的第2实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式进行说明。
图3是用于说明本发明的第2实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第1实施方式的图，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法为由原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的方法。
即，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法如图3所示，在下述（a-2）～（h-2）的工序之中，（a-2）、（c-2）、（d-2）、（e-2）、（f-2）的工序为本发明的第2实施方案的第1实施方式中的必要工序，（b-2）、（g-2）、（h-2）的工序为任选工序。
（a-2）裂化重整反应工序，在该工序中，使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
（b-2）分离工序，在该工序中，将在裂化重整反应工序中生成的产物分离成多个馏分；
（c-2）精制回收工序，在该工序中，将在分离工序中分离出来的单环芳香族烃进行精制、回收；
（d-2）稀释工序，在该工序中，在由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂；
（e-2）加氢反应工序，在该工序中，对在稀释工序中得到的混合物进行加氢；
（f-2）循环利用工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中；
（g-2）氢回收工序，在该工序中，由在分离工序中分离出来的气体成分回收在裂化重整反应工序中副产的氢；和
（h-2）氢供给工序，在该工序中，将在氢回收工序中回收的氢供给到加氢反应工序中。
以下，对各工序进行具体说明。
＜裂化重整反应工序＞
（a-2）裂化重整反应工序可以与上述第1实施方案的第1实施方式例中的（a-1）裂化重整反应工序同样地进行。
＜分离工序＞
（b-2）分离工序可以与上述第1实施方案的第1实施方式例中的（b-1）分离工序同样地进行。
＜精制回收工序＞
（c-2）精制回收工序可以与上述第1实施方案的第1实施方式例中的（c-1）精制回收工序同样地进行。
＜稀释工序＞
在稀释工序中，在由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中，加入预先另行准备的由烃形成的稀释剂，以使由上述碳原子数为9以上的重质馏分和该稀释剂形成的混合物中的多环芳香族烃的浓度比上述重质馏分中的多环芳香族烃的浓度更低。即，将供于后述的加氢反应工序的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度降至适当的浓度。
如上所述，在上述分离工序中分离、用于直接供于后述的加氢反应工序的重质馏分（从混合物除去稀释剂后的重质馏分）中，多环芳香族烃的浓度为例如50～95质量%，变得非常高。
这里，多环芳香族烃、例如占其大部分的双环芳香族烃如上所述在加氢反应时的放热量非常大，在为多环芳香族烃的含有比率高的原料的情况下，为了稳定地进行反应，也期望采用抑制反应温度过度上升的方法。在本发明中，作为抑制反应温度的抑制方法，可以采用常规的方法，能够利用氢急冷等方法。然而，如上所述，在分离工序中分离、直接供于该加氢反应工序的重质馏分中，多环芳香族烃的浓度为例如50～95质量%，变得非常高，因此想要仅通过氢急冷来抑制放热的话，与常规的煤轻油脱硫装置等相比，用于抑制放热的装置构成就变得非常复杂。
因此，在本实施方式中，通过稀释工序预先对供于加氢反应工序的油（混合物）中的多环芳香族烃的浓度进行调节，抑制由多环芳香族烃的加氢产生的放热，使得例如即使通过现有常规的加氢反应器也能够充分地进行适当的加氢反应。
作为稀释剂，在后述的加氢反应工序中，可适宜地使用与多环芳香族烃相比不易加氢的烃，具体而言，可适宜地使用三甲苯、四甲苯（包括各种异构体）等单环芳香族烃、环己烷类、萘烷类等萘以及含链烷烃等的烃。此时需要选定与稀释剂和重质馏分相溶的原料，在多环芳香族烃的浓度极高的情况下，期望选定单环芳香族烃等。另一方面，在将加氢反应条件设为例如7MPa以上的高压的情况下，有时作为稀释剂的单环芳香族烃本身会被加氢。由此，需要与实际的加氢反应条件相应地选定适当的溶剂。
此外，在作为稀释剂回收、再利用的情况下，由于单环芳香族烃也可以再次成为饱和烃而作为稀释剂来利用，因此是没有问题的，将稀释剂直接在裂化重整反应工序中使用也是没有问题的，但由于有可能在加氢反应工序中无法获得充分的放热抑制效果，因此需要留意。另外，作为稀释剂比上述重质馏分的多环芳香族烃的浓度（含量）低时，可以为含有该多环芳香族烃的稀释剂，但此时与不含多环芳香族烃的稀释剂相比，其放热抑制的效果变小。具体而言，还可使用含有上述的单环芳香族烃、萘、链烷烃等并且还含有多环芳香族烃而成的炼油厂系基材，该炼油厂系基材例如为作为上述原料油使用的上述裂化轻油（LCO）等各种裂化系基材、直馏系基材等。
另外，关于这样的稀释剂的多环芳香族烃的浓度，只要为可将形成的混合物中的多环芳香族烃的浓度降至适当的浓度的浓度就行，优选为50质量%以下，更优选为30质量%以下，进一步优选为20质量%以下。
这样的稀释剂例如储存在另行准备的储存槽中，从这里供给到移送上述重质馏分的管线中，与该重质馏分混合。由此，将所得混合物中的多环芳香族烃的浓度降至适当的浓度。
例如，在该稀释工序中，优选按下述方式将上述稀释剂加入至上述重质馏分中来形成混合物：使得由从在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分和稀释剂形成的混合物、即实际供于加氢反应工序的混合物中的多环芳香族烃的浓度为5质量%以上且50质量%以下。另外，更优选按照使其为15质量%以上且35质量%以下的方式，加入稀释剂。
通过将混合物中的多环芳香族烃的浓度设为50质量%以下，能够抑制在后述的加氢反应工序中由加氢反应带来的放热，从而能够防止在加氢反应器中反应温度极端上升，进行适当的加氢反应（例如由双环芳香族烃向环烷苯类的转化）。另外，使得常规的加氢反应器的使用成为可能。并且，通过将混合物中的多环芳香族烃的浓度设为5质量%以上，能够以所期望的效率进行作为加氢反应工序的主要目标的由多环芳香族烃向环烷苯类的转化。
其中，混合物中的多环芳香族烃的浓度过低时，由多环芳香族烃向环烷苯类的转化效率不是在成本上充分划算的效率，例如需要将加氢反应器大型化等。因此，为了进一步提高转化效率，如上所述更优选设为15质量%以上。另外，为了更加充分地抑制由加氢反应带来产生的放热，更优选设为35质量%以下。
另外，在该稀释工序中，将混合物中的多环芳香族烃的浓度调节至上述那样的浓度，因此可适当地确定供给的稀释剂的量。此时，稀释剂的量受由在上述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度的影响较大。即，上述重质馏分中的多环芳香族烃的浓度高时，需要相对增多稀释剂的量；重质馏分中的多环芳香族烃的浓度低时，可以相对减少稀释剂的量。另外，还受稀释剂的多环芳香族烃的浓度的影响较大。即，稀释剂中的多环芳香族烃的浓度高时，需要相对增多稀释剂的量；稀释剂中的多环芳香族烃的浓度低时，可以相对减少稀释剂的量。
通常，如上所述，在分离工序中从产物分离出来的重质馏分中的多环芳香族烃的浓度为50～95质量%。
因此，在重质馏分的稀释中，依据例如JPI-5S-49“石油产品-烃型试验方法-高速液相色谱法”对重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释剂中的多环芳香族烃的浓度进行测定，或者通过FID气相色谱法、二次元气相色谱法等对重质馏分（产物）中的多环芳香族烃的浓度和稀释剂中的多环芳香族烃的浓度进行确认，按照使用稀释剂稀释后的混合物中的多环芳香族烃的浓度如上所述为5～50质量%、优选为15～35质量%的方式来确定重质馏分与稀释剂的配合比。通常，在稀释剂的多环芳香族烃的浓度为例如20质量%以下的情况下，按照使在分离工序中分离出来的重质馏分（从在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分）与上述稀释剂的质量比（混合比）为10：90～80：20的范围内的方式进行调节。
此外，在由分离工序向加氢反应工序供给的重质馏分的每单位时间的流量固定的情况下，在设为上述质量比的范围内的条件下，稀释剂也按照使每单位时间的流量固定的方式加入到上述重质馏分中。另外，在上述重质馏分的每单位时间的流量变化的情况下，也与该变化对应地使稀释剂的流量变化。
＜加氢反应工序＞
在加氢反应工序中，将在稀释工序中在上述碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂而形成的混合物加氢。具体而言，将混合物与氢供给到加氢反应器，并且使用加氢催化剂，从而将混合物中所含的多环芳香族烃的至少一部分进行加氢处理。这里，在通过分离工序以及精制回收工序分离出来并供于加氢反应工序的重质馏分、即碳原子数为9以上的重质馏分中，大量含有萘等双环芳香族烃（多环芳香族烃）。另外，虽然比该重质馏分少，但在上述稀释剂中，根据其种类还可含有双环芳香族（多环芳香族）烃。
因此，在加氢反应工序中，优选将该多环芳香族烃加氢至芳香环变成一个为止。例如，萘优选加氢至成为四氢萘（环烷苯）为止，而就甲基萘、二甲基萘等烷基萘而言，也优选使它们成为环烷苯、即具有四氢萘骨架的芳香环为一个的芳香族烃。同样地，优选使茚类成为具有茚满骨架的芳香族烃、；使蒽类成为具有八氢蒽骨架的芳香族烃；使菲类成为具有八氢菲骨架的芳香族烃。
在进行加氢至芳香环成为一个为止的情况下，在后述的循环利用工序中将该加氢反应物送回到裂化重整反应工序中时，该加氢反应物、尤其具有四氢萘骨架的芳香族烃可容易地变换成单环芳香族烃。为了提高在这样的裂化重整反应工序中的单环芳香族烃的收率，优选将通过该加氢反应工序得到的加氢反应物中的多环芳香族烃的含量设为40质量%以下，更优选设为25质量%以下，进一步优选设为15质量%以下。
另外，所得加氢反应物中的多环芳香族烃的含量优选比原料油的多环芳香族烃的含量更少。对于加氢反应物中的多环芳香族烃的含量、即多环芳香族烃的浓度而言，可以通过增加加氢催化剂量或提高反应压力来降低该浓度。但是，不需要加氢处理至多环芳香族烃全部成为饱和烃为止。过量地加氢会招致氢消耗量的增加，并且招致放热量的过度增大。
作为加氢反应工序中的反应形式，可以适宜地采用固定床。
作为加氢催化剂，可以使用公知的加氢催化剂（例如镍催化剂、钯催化剂、镍-钼系催化剂、钴-钼系催化剂、镍-钴-钼系催化剂、镍-钨系催化剂等）。
加氢反应温度根据所使用的加氢催化剂而不同，但通常设为100～450℃的范围，更优选设为200～400℃的范围，进一步优选设为250～380℃的范围。
加氢反应压力优选设为0.7MPa以上且13MPa以下。尤其，更优选设为1MPa以上且10MPa以下，进一步优选设为1MPa以上且7MPa以下。将加氢反应压力设定为13MPa以下时，能够使用耐用压力较低的加氢反应器，从而能够降低设备成本。另外，由于在氢回收工序中回收的氢的压力通常为13MPa以下，因此能够在不会升压的情况下使用回收的氢。另一方面，加氢反应压力为0.7MPa以上时，能够充分适当地维持加氢反应的收率。
氢消耗量也取决于在后述的稀释工序中返送的稀释油的量，优选为2000scfb（337Nm3/m3）以下，更优选为1500scfb（253Nm3/m3）以下，进一步优选为1000scfb（169Nm3/m3）以下。
另一方面，从加氢反应的收率的观点考虑，氢消耗量优选为100scfb（17Nm3/m3）以上。
液时空速（LHSV）优选设为0.1h-1以上且20h-1以下，更优选设为0.2h-1以上且10h-1以下。将液时空速设为20h-1以下时，能够以更低的加氢反应压力将多环芳香族烃充分加氢。另一方面，通过将液时空速设为0.1-1以上，能够避免加氢反应器的大型化。
这里，多环芳香族烃、例如占其大部分的双环芳香族烃如上所述在加氢反应时的放热量非常大，在为多环芳香族烃的含有比率高的原料的情况下，为了稳定地进行反应，还期望采用抑制反应温度过度上升的方法。在本发明中，作为抑制反应温度的抑制方法，可以采用常规的方法，能够利用在常规的煤轻油脱硫装置中采用的循环氢气急冷等方法。然而，如上所述，在分离工序中分离出来的重质馏分中，多环芳香族烃的浓度为例如50～95质量%，变得非常高，因此，想要仅通过氢急冷来抑制放热的话，就需要接近两位数的急冷设备，用于抑制放热的反应装置周边的构成会变得非常复杂。另外，由于成为伴随极大放热量的反应装置，因此被评价为非常运转时风险大的装置。然而，在本实施方式中，由于如上所述地那样在上述重质馏分中加入稀释剂来形成混合物，使得该混合物中的多环芳香族烃的浓度5～50质量%、优选为15～35质量%，因此可以抑制由多环芳香族烃的加氢产生的放热，从而即使通过现有的常规的加氢反应器也能够充分地进行适当的加氢反应。
＜氢回收工序＞
（g-2）氢回收工序可以与上述第1实施方案的第1实施方式例中的（g-1）氢回收工序同样地进行。
＜氢供给工序＞
（h-2）氢供给工序可以与上述第1实施方案的第1实施方式例中的（h-1）氢回收工序同样地进行。
＜循环利用工序＞
在循环利用工序中，将在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物与原料油混合并送回到裂化重整反应工序中。
通过将混合物的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中，能够将作为副产物的重质馏分也作为原料来得到单环芳香族烃。因此，能够削减副产物量，而且能够增加单环芳香族烃的产量。另外，由于通过加氢还生成饱和烃，因此还能够促进裂化重整反应工序中的氢转移反应。由于这些原因，因此能够提高总体的单环芳香族烃相对于原料油的供给量的收率。
此外，在循环利用工序中，不必一定要将加氢反应物全部循环利用为裂化重整反应工序的原料油。此时，未循环利用的加氢反应物也可以作为燃料基材来使用。
另外，稀释剂中的单环芳香族烃、萘类、链烷烃类也有助于在裂化重整反应工序中生成单环芳香族烃。因此，该稀释剂也有助于提高单环芳香族烃的收率。
此外，在不进行加氢处理的情况下将重质馏分直接送回到裂化重整反应工序中时，由于多环芳香族烃的反应性低，因此单环芳香族烃的收率几乎不提高。
在本实施方式的芳香族烃的制造方法中，具有加氢反应工序和循环利用工序，因此能够将作为副产物的重质馏分也作为原料来得到单环芳香族烃。因此，能够削减副产物量，而且能够增加单环芳香族烃的产量。因此，能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。
另外，具有下述稀释工序：在由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂，使所得混合物中的多环芳香族烃的浓度比上述重质馏分的多环芳香族烃的浓度更低，因此能够抑制因加氢反应工序中的多环芳香族烃的加氢而引起的极端放热，使得稳定的加氢反应成为可能，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
“第2实施方式例”
对本发明的第2实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式进行说明。
图4是用于说明本发明的第2实施方案的单环芳香族烃的制造方法的第2实施方式的图，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法也是由原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的方法。
即，本实施方式的单环芳香族烃的制造方法如图4所示，在下述（i-2）～（q-2）的工序之中，（i-2）、（k-2）、（l-2）、（m-2）、（n-2）、（o-2）的工序为本发明的第2实施方案的第2实施方式中的必要工序，（j-2）、（p-2）、（q-2）的工序为任选工序。
（i-2）裂化重整反应工序，在该工序中，使原料油与单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
（j-2）分离工序，在该工序中，将在裂化重整反应工序中生成的产物分离成多个馏分；
（k-2）精制回收工序，在该工序中，将在分离工序中分离出来的单环芳香族烃进行精制、回收；
（l-2）稀释工序，在该工序中，在由在裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂；
（m-2）加氢反应工序，在该工序中，对在稀释工序中得到的混合物进行加氢；
（n-2）稀释剂回收工序，在该工序中，从在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物分离除去稀释剂，并且回收该稀释剂，从而作为上述稀释工序的稀释剂再利用；
（o-2）循环利用工序，在该工序中，将在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物送回到裂化重整反应工序中；
（p-2）氢回收工序，在该工序中，由在分离工序中分离出来的气体成分回收在裂化重整反应工序中副产的氢；和
（q-2）氢供给工序，在该工序中，将在氢回收工序中回收的氢供给到加氢反应工序中。
（i-2）裂化重整反应工序可以与第1实施方式例中的（a-2）裂化重整反应工序同样地进行。
（j-2）分离工序可以与第1实施方式例中的（b-2）分离工序同样地进行。
（k-2）精制回收工序可以与第1实施方式例中的（c-2）精制回收工序同样地进行。
（m-2）加氢反应工序可以与第1实施方式例中的（e-2）加氢反应工序同样地进行。
（p-2）氢回收工序可以与第1实施方式例中的（g-2）氢回收工序同样地进行。
（q-2）氢供给工序可以与第1实施方式例中的（h-2）氢供给工序同样地进行。
在本实施方式中的（l-2）稀释工序中，与第1实施方式中的（d-2）稀释工序同样地操作，在由上述分离工序中分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中，加入由烃形成的稀释剂，以使由上述碳原子数为9以上的重质馏分和该稀释剂形成的混合物中的多环芳香族烃的浓度比上述重质馏分中的多环芳香族烃的浓度更低。
作为在本实施方式中使用的稀释剂，可代替使用第1实施方式那样的储存在另行准备的储存槽中的烃，将在后述的稀释剂回收工序中回收的稀释剂再利用来使用。其中，在开启时或者在稀释剂回收工序中回收不够而导致稀释剂不足的情况下，由另行准备的储存槽等供给烃。
因此，作为稀释剂与第1实施方式不同，使用在稀释剂回收工序中容易从加氢反应物分离回收的稀释剂，具体而言，使用通过蒸馏操作容易从多环芳香族烃的加氢物（尤其是环烷苯）分离的稀释剂。另外，作为该稀释剂，与第1实施方式同样地使用不易加氢的烃。因此，不会主要含有比环烷苯沸点更高、容易受到加氢反应的多环芳香族烃等。本实施方式的稀释剂如图4所示在加氢反应工序、稀释剂回收工序、稀释工序中进行多次循环，因此有时从回收工序等无法回收一部分稀释剂而稀释剂降低，有时重质馏分发生部分裂化等而在稀释剂回收工序中作为稀释剂回收从而稀释剂增加等。因此，需要根据需要来控制稀释剂循环量。然而，在任一情况下，均优选在加氢反应工序中不易发生加氢、裂化到所需以上的材料。
因此，作为这样的烃，例如可适宜地使用在加氢反应工序中生成的比沸点为185℃的反式萘烷（反式十氢萘）沸点更低的烃。即，可适宜地使用通过蒸馏操作容易从多环芳香族烃、环烷苯分离并且不易加氢的萘、链烷烃或者单环芳香族化合物作为稀释剂。
此外，本实施方式的稀释工序除了使用这样的稀释剂以外，与第1实施方式的稀释工序相同。即，通过用稀释剂稀释而形成的混合物的多环芳香族烃的浓度与第1实施方式的稀释工序相同。另外，关于基于稀释剂的稀释率、即重质馏分与稀释剂的质量比（混合比），由于在本实施方式中使用基本上不含多环芳香族烃的稀释剂，因此与第1实施方式中的质量比相比，可以减少加入稀释剂的量。
＜稀释剂回收工序＞
在稀释剂回收工序中，从在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物分离除去稀释剂，回收该稀释剂。接下来，将回收的稀释剂作为在上述稀释工序中加入到碳原子数为9以上的重质馏分中的稀释剂来再利用。
作为从混合物的加氢反应物分离除去稀释剂的方法，如上所述，可适宜采用蒸馏操作。即，在该稀释剂回收工序中，通过蒸馏塔分离成例如沸点低于185℃的成分和高于185℃的成分。由此，能够例如从沸点高于185℃的成分分离沸点低于185℃的成分。因此，可以将分离的沸点低于185℃的成分即稀释剂成分冷却并冷凝，由此能够再生稀释剂。
由此，将其送往稀释工序，加入到重质馏分中而形成混合物，以下，依次在加氢反应工序、稀释剂回收工序、稀释工序中循环。
在（o-2）循环利用工序中，与第1实施方式不同，代替将在加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物全部直接送回到裂化重整反应工序中，而将在稀释剂回收工序中分离了稀释剂的馏分与原料油混合或者分别送回到裂化重整反应工序中。
在本实施方式的单环芳香族烃的制造方法中，也具有加氢反应工序和循环利用工序，因此能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。
另外，由于具有稀释工序，因此能够抑制加氢反应工序中的多环芳香族烃极端放热，从而能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。
此外，由于具有从混合物的加氢反应物分离除去稀释剂、回收并再利用该稀释剂的稀释剂回收工序，因此通过使稀释剂循环可以不需要持续供给新的稀释剂的工序，能够简化运转条件。
“其他实施方式”
此外，本发明不受上述实施方式例限定，可以在不脱离不发明的主旨的范围进行各种变更。
例如，在加氢反应工序中使用的氢可以利用通过公知的氢制造方法得到的氢，而不是在裂化重整反应工序中副产的氢。另外，也可以利用在其他催化裂化方法中副产的氢。此外，也可以与单环芳香族烃一并送至加氢反应工序中，然后进行分离等。此时，可以兼有碳原子数为6～8的单环芳香族烃回收工序和稀释剂回收工序。
另外，在上述实施方式中，还可以设置下述重质馏分排出工序：将由在分离工序中分离出来的馏分得到的碳原子数为9以上的重质馏分的一部分取出固定量并排出至体系外。具体而言，可以按下述设置：在由分离工序向加氢反应工序直接供给重质馏分时，在通过稀释工序混合稀释剂前，将该重质馏分的一部分取出并排出至体系外。
另外，在上述实施方式中，在分离工序后进行精制回收工序，但并不限于此。例如，可以在加氢反应工序后进行分离工序。
实施例
以下，基于实施例及比较例对本发明进行更具体的说明，但本发明并不限于这些实施例。
〔单环芳香族烃制造用催化剂制备例〕
含有镓及磷担载结晶性铝硅酸盐的催化剂的制备：
分别制备溶液（A）和溶液（B），溶液（A）由1706.1g硅酸钠（J SodiumSilicate3号，SiO2为28～30质量%，Na为9～10质量%，剩余部分为水，日本化学工业株式会社制造）和2227.5g水构成；溶液（B-1）由64.2gAl2(SO4)3·14～18H2O（试剂特级，和光纯药工业株式会社制造）、369.2g四丙基溴化铵、152.1g H2SO4（97质量%）、326.6g NaCl和2975.7g水构成。
接着，边在室温下搅拌溶液（A），边向溶液（A）中缓慢地加入溶液（B）。
用混合器将所得混合物剧烈搅拌15分钟，使凝胶破碎而制成乳状的均匀微细的状态。
接着，将该混合物置于不锈钢制的高压釜中，在温度设为165℃、时间设为72小时、搅拌速度设为100rpm的条件下，在自生压力下进行结晶化操作。结晶化操作结束后，将产物过滤来回收固体产物，使用约5升的去离子水反复洗涤和过滤5次。将过滤得到的固态物在120℃下进行干燥，进一步在空气流通下于550℃下烧成3小时。
根据X射线衍射分析（机种名：Rigaku RINT-2500V）的结果，确认了所得烧成物具有MFI结构。另外，基于荧光X射线分析（机种名：RigakuZSX101e）的SiO2/Al2O3比（摩尔比）为64.8。另外，由该结果计算得到的晶格骨架中含有的铝元素为1.32质量%。
接着，以相对于每1g所得烧成物为5mL的比例添加30质量%硝酸铵水溶液，在100℃下加热、搅拌2小时，然后进行过滤、水洗。重复该操作4次，然后在120℃下干燥3小时，从而得到铵型结晶性铝硅酸盐。
然后，在780℃下进行3小时烧成，得到质子型结晶性铝硅酸盐。
接着，以担载0.4质量%（以结晶性硅铝酸盐总重量为100质量%时的值）的镓的方式，使120g所得质子型结晶性铝硅酸盐含浸在硝酸镓水溶液120g中，在120℃下使其干燥。然后，在空气流通下，在780℃下烧成3小时，得到镓担载结晶性硅铝酸盐。
接着，以含有0.7质量%的磷（以结晶性铝硅酸盐总质量为100质量%时的值）的方式，使30g所得镓担载结晶性铝硅酸盐含浸在磷酸氢二铵水溶液30g中，在120℃下使其干燥。然后，在空气流通下，在780℃下烧成3小时，得到含有结晶性铝硅酸盐和镓以及磷的催化剂A。
关于以下的实施例1A～5A，基于图1所示的本发明的第1方案的第1实施方式，将由在裂化重整反应工序中得到的产物分离出来的重质馏分在加氢反应工序中进行加氢，并且将重质馏分加氢物的一部分作为稀释油送回到加氢反应工序中。在稀释工序中，用于稀释重质馏分的重质馏分加氢物使用在与各个实施例中的加氢反应工序相同的加氢条件下进行了加氢的油。
＜第1方案＞
（实施例1A）
在反应温度为538℃、反应压力为0.3MPaG、LCO与催化剂所含沸石成分的接触时间为12秒的条件下，使作为原料油的表1所示的LCO（10容量%馏出温度为215℃，90容量%馏出温度为318℃）在流化床反应器中与催化剂A（担载有0.4质量%镓及0.7质量%磷的MFI型沸石）接触、反应，进行裂化重整反应。接着，使用二维气相色谱装置（ZOEX公司制造，KT2006GC×GC系统），对回收了碳原子数为6～8的单环芳香族烃后的重质馏分中的多环芳香族烃的含量进行测定，结果为87质量%。
接着，使用市售的镍-钼催化剂，在反应温度为350℃、反应压力为3MPa、LHSV=0.5h-1的条件下，对上述重质馏分进行加氢。将所得重质馏分加氢物的一部分作为稀释油按重质馏分与稀释油的质量比为40/60的方式送回到加氢反应工序中。此时重质馏分与稀释油的混合油的多环芳香族烃的含量为50质量%。稀释工序及加氢反应工序中的各条件记载在表2中。此外，加氢反应工序中使用的氢使用通过氢回收工序分离出来的氢。
进而，将重质馏分与稀释油的混合油通过加氢反应工序处理而得到重质馏分加氢物，将该重质馏分加氢物循环利用于裂化重整反应工序中，在上述裂化重整反应条件下，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为46质量%。
表1
Figure BDA0000401251960000381
（实施例2A）
除了在稀释工序中按照使重质馏分与稀释油的质量比为33/67（重质馏分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为44质量%）的方式将稀释油送回到加氢反应工序中以外，与实施例1A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为45质量%。
（实施例3A）
除了在稀释工序中按照使重质馏分与稀释油的质量比为17/83（重质馏分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为34质量%）的方式将稀释油送回到加氢反应工序中以外，与实施例1A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为44质量%。
（实施例4A）
除了将在加氢工序中的反应压力设为5MPa并且在稀释工序中按照使重质馏分与稀释油的质量比为17/83（重质馏分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为22质量%）的方式将稀释油送回到加氢反应工序中以外，与实施例1A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为41质量%。
（实施例5A）
除了将在加氢工序中的反应压力设为5MPa并且在稀释工序中按照使重质馏分与稀释油的质量比为5/95（重质馏分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为13质量%）的方式将稀释油送回到加氢反应工序中以外，与实施例1A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为42质量%。
（比较例1A）
除了未进行重质馏分的稀释以外，与实施例1A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为46质量%。
表2中示出以下的结果。
“重质馏分/重质馏分加氢物”：重质馏分与稀释油的质量比
“稀释后的多环芳香族”：在稀释工序中稀释后的混合油（重质馏分与稀释油的混合油）的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“反应压力”：加氢反应工序中的反应压力（MPa）
“加氢反应后的多环芳香族”：加氢反应工序后的加氢反应物的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“每单位时间的重质馏分处理率”：每单位时间的重质馏分的处理率（将未稀释的比较例1设为100）
“放热量”：供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值（将未稀释的比较例1设为100）
“碳原子数为6～8的单环芳香族”：在裂化重整反应工序中得到的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量（质量%）
表2
根据表2所示的结果，能够确认到：与在未进行稀释（未稀释）的情况下将重质馏分直接加氢的比较例1A相比，在进行了稀释的实施例1A～5A中，供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值降低。这表示通过在重质馏分中加入稀释油，使多环芳香族烃的浓度降低，从而放热相对得到抑制，因此由此即使在绝热系的大型反应器等中也能够稳定地完成加氢反应的运转。
（实施例6A）
基于图2所示的本发明的第1方案的第2实施方式，首先，在反应温度为538℃、反应压力为0.3MPaG、LCO与催化剂所含沸石成分的接触时间为12秒的条件下，使作为原料油的表1所示的LCO（10容量%馏出温度为215℃，90容量%馏出温度为318℃）在流化床反应器中与催化剂A（担载有0.4质量%镓及0.7质量%磷的MFI型沸石）接触、反应，进行裂化重整反应。从在裂化重整反应工序中得到的产物分离气体成分，回收液体成分并使用二维气相色谱装置（ZOEX公司制造，KT2006GC×GC系统）进行测定，结果确认到含有48质量%的单环芳香族烃。
然后，使用市售的镍-钼催化剂，在反应温度为350℃、反应压力为3MPaG、LHSV=0.5h-1的条件下，对回收的液体成分进行加氢。
接着，通过蒸馏由液体成分的加氢物回收碳原子数为6～8的单环芳香族烃，将碳原子数为9以上的重质馏分加氢物的一部分作为稀释油，按照使分离工序后的液体成分与稀释油的质量比为50/50（分离工序后的液体成分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为32质量%）的方式送回到加氢反应工序中。
接着，在上述加氢反应条件下，对分离工序后的液体成分与稀释油的混合油进行加氢处理。此外，在加氢反应工序中使用的氢使用通过氢回收工序分离出来的氢。
然后，通过蒸馏由分离工序后的液体成分与稀释油的混合油的加氢物回收碳原子数为6～8的单环芳香族烃，将碳原子数为9以上的重质馏分加氢物循环利用于裂化重整反应工序，在上述裂化重整反应条件下，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为46质量%。
（实施例7A）
除了在稀释工序中按照使分离工序后的液体成分与稀释油的质量比为33/67（分离工序后的液体成分与稀释油的混合油中的多环芳香族烃的含量为29质量%）的方式将稀释油送回到加氢反应工序中以外，与实施例6A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为45质量%。
（比较例2A）
除了未进行重质馏分的稀释以外，与实施例6A同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为44质量%。
表3示出以下的结果。
“分离工序后的液体成分/重质馏分加氢物”：分离工序后的液体成分与稀释油的质量比
“稀释后的多环芳香族”：在稀释工序中稀释后的混合油（分离工序后的液体成分与稀释油的混合油）的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“反应压力”：加氢反应工序中的反应压力（MPa）
“加氢反应后的多环芳香族”：加氢反应工序后的加氢反应物的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“每单位时间的重质馏分处理率”：每单位时间的重质馏分的处理率（将未稀释的比较例2设为100）
“放热量”：供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值（将未稀释的比较例2设为100）
“碳原子数为6～8的单环芳香族”：在裂化重整反应工序中得到的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量（质量%）
表3
根据表3所示的结果，能够确认到：与在未进行稀释（未稀释）的情况下将分离工序后的液体成分直接加氢的比较例2A相比，在进行了稀释的实施例6A～7A中，供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值降低。这表示通过在重质馏分中加入稀释油，使多环芳香族烃的浓度降低，从而放热相对得到抑制，因此由此即使在绝热系的大型反应器等中也能够稳定地完成加氢反应的运转。
＜第2方案＞
关于以下的实施例1B～3B，基于图4所示的本发明的第2方案的第1实施方式，在由在裂化重整反应工序中得到的产物分离出来的重质馏分中加入稀释剂，对重质馏分进行稀释；关于实施例4B～7B，基于图5所示的本发明的第2方案的第2实施方式，在由在裂化重整反应工序中得到的产物分离出来的重质馏分中加入稀释剂，对重质馏分进行稀释。
（实施例1B）
在反应温度为538℃、反应压力为0.3MPaG、LCO与催化剂所含沸石成分的接触时间为12秒的条件下，使作为原料油的表1所示的LCO（10容量%馏出温度为215℃，90容量%馏出温度为318℃）在流化床反应器中与催化剂A（担载有0.4质量%镓及0.7质量%磷的MFI型沸石）接触、反应，进行裂化重整反应。接着，通过蒸馏回收所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃。使用二维气相色谱装置（ZOEX公司制造，KT2006GC×GC系统），对除去了碳原子数为6～8的单环芳香族烃后的碳原子数为9以上的重质馏分中的多环芳香族烃的含量进行测定，结果为87质量%。
接着，在上述重质馏分中按照使以质量比计为17/83（重质馏分/稀释剂）的方式加入1,3,5-三甲苯（TMB）作为稀释剂。然后，使用市售的镍-钼催化剂，在反应温度为350℃、反应压力为5MPa、LHSV=0.5h-1的条件下，对重质馏分与稀释剂的混合油（多环芳香族烃的含量为15质量%）进行加氢。此外，在加氢反应工序中使用的氢使用通过氢回收工序分离除来的氢。
进而，通过加氢反应工序对重质馏分与稀释油的混合油进行处理而得到重质馏分加氢物，将该重质馏分加氢物循环利用于裂化重整反应工序中，在上述裂化重整反应条件下，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为62质量%。
（实施例2B）
除了在稀释工序中使用具有表4所示性状的轻油作为稀释剂以外，与实施例1B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。此外，重质馏分与稀释剂的混合油的多环芳香族烃的含量为18质量%。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为45质量%。
表4
Figure BDA0000401251960000441
（实施例3B）
除了在稀释工序中使用50质量%1,3,5-三甲苯（TMB）与50质量%正癸烷的混合物作为稀释剂以外，与实施例1B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。此外，重质馏分与稀释剂的混合油的多环芳香族烃的含量为15质量%。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为53质量%。
（实施例4B）
在反应温度为538℃、反应压力为0.3MPaG、LCO与催化剂所含沸石成分的接触时间为12秒的条件下，使作为原料油的表1所示的LCO（10容量%馏出温度为215℃，90容量%馏出温度为318℃）在流化床反应器中与催化剂A（担载有0.4质量%镓及0.7质量%磷的MFI型沸石）接触、反应，进行裂化重整反应。接着，通过蒸馏回收所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃。使用二维气相色谱装置（ZOEX公司制造，KT2006GC×GC系统），对除去了碳原子数为6～8的单环芳香族烃后的碳原子数为9以上的重质馏分中的多环芳香族烃的含量进行测定，结果为87质量%。
接着，在上述重质馏分中按照使以质量比计为5/95（重质馏分/稀释剂）的方式加入1,3,5-三甲苯（TMB）作为稀释剂（稀释工序）。然后，使用市售的镍-钼催化剂，在反应温度为350℃、反应压力为5MPa、LHSV=0.5h-1的条件下，对重质馏分与稀释剂的混合油（多环芳香族烃的含量为8质量%）进行加氢。此外，在加氢反应工序中使用的氢使用通过氢回收工序分离出来的氢。
进而，通过加氢反应工序对重质馏分与稀释油的混合油进行处理而得到重质馏分加氢物，将该重质馏分加氢物分馏成沸点高于185℃的馏分和沸点为185℃以下的馏分，在沸点小于185℃的馏分送回到加氢反应工序中前，作为稀释剂再利用。沸点为185℃以上的馏分循环利用至裂化重整反应工序，在上述裂化重整反应条件下，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为44质量%。
（实施例5B）
除了在稀释工序中使用50质量%1,3,5-三甲苯（TMB）与50质量%正癸烷的混合物作为稀释剂并且将重质馏分与稀释剂的混合比例按质量比计设为50/50、将在加氢反应工序中的反应压力设为3MPa以外，与实施例4B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。此外，重质馏分与稀释剂的混合油的多环芳香族烃的含量为44质量%。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为46质量%。
（实施例6B）
除了在稀释工序中将重质馏分与稀释剂的混合比例按质量比计设为33/67以外，与实施例4B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。此外，重质馏分与稀释剂的混合油的多环芳香族烃的含量为32质量%。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为45质量%。
（实施例7B）
除了在稀释工序中将重质馏分与稀释剂的混合比例按质量比计设为17/83并且将在加氢反应工序中的反应压力设为7MPa以外，与实施例4B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。此外，重质馏分与稀释剂的混合油的多环芳香族烃的含量为15质量%。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为43质量%。
（比较例1B）
除了未进行重质馏分的稀释以外，与实施例1B同样地操作，进行碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造。所得碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量为44质量%。
表5中示出以下的结果。
“稀释剂”：稀释剂的种类（在为混合物时表示在下段中各个成分的质量比）
“重质馏分/稀释剂”：重质馏分与稀释剂的质量比
“稀释后的多环芳香族”：在稀释工序中稀释后的混合物的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“反应压力”：加氢反应工序中的反应压力（MPa）
“加氢反应后的多环芳香族”：加氢反应工序后的加氢反应物的多环芳香族烃的浓度（质量%）
“稀释剂的加氢转化率”：稀释剂加氢了的比例（%）
“每单位时间的重质馏分处理率”：每单位时间的重质馏分的处理率（将未稀释的比较例1设为100）
“放热量”：供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值（将未稀释的比较例1设为100）
“基于蒸馏的稀释剂分离”：有无稀释剂回收工序
“碳原子数为6～8的单环芳香族”：在裂化重整反应工序中得到的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的量（质量%）
表5
Figure BDA0000401251960000471
根据表5所示的结果，能够确认到：与在未进行稀释（未稀释）的情况下将重质馏分直接加氢的比较例1B相比，在进行了稀释的实施例1B～7B中，供于加氢反应工序的油每1kg的放热量的计算值降低。这表示通过在重质馏分中加入稀释剂，使多环芳香族烃的浓度降低，从而放热相对得到抑制，因此由此即使在绝热系的大型反应器等中也能够稳定地完成加氢运转。另外，可知稀释剂的加氢转化率也非常低，即使在进行稀释剂的回收的情况下，也能将稀释剂再利用，从而能够有效地进行利用。
产业上的可利用性
根据本发明的单环芳香族烃的制造方法，能够由含有多环芳香族烃的原料油以高收率制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃。另外，由于具有稀释工序，因此能够抑制因加氢反应工序中的多环芳香族烃的加氢而导致的极端放热，从而使得稳定的加氢反应成为可能，能够避免加氢反应器的设备成本大幅上升。因此，本发明在产业上是极为有用的。

Claims (14)

1.一种碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使所述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
加氢反应工序，在该工序中，对由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的液体馏分进行加氢；
稀释工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分或稀释剂加入到所述液体馏分中；和
循环利用工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的另一部分送回到所述裂化重整反应工序中。
2.根据权利要求1所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使所述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
精制回收工序，在该工序中，将由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收；
加氢反应工序，在该工序中，对由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分进行加氢；
稀释工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的碳原子数为9以上的重质馏分的加氢反应物的一部分作为稀释油送回到所述加氢反应工序中；和
循环利用工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的重质馏分的加氢反应物的另一部分送回到所述裂化重整反应工序中。
3.根据权利要求2所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述稀释工序中，按照使由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分与所述稀释油的质量比为10：90～80：20的范围内的方式，对送回到所述加氢反应工序中的稀释油的量进行调节。
4.根据权利要求1所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使所述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
加氢反应工序，在该工序中，对由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的一部分进行加氢；
精制回收工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的加氢反应物蒸馏，从而将碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收，并且由该碳原子数为6～8的单环芳香族烃分离出碳原子数为9以上的重质馏分；
稀释工序，在该工序中，将在所述精制回收工序中分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分的一部分作为稀释油送回到所述加氢反应工序中；和
循环利用工序，在该工序中，将在所述精制回收工序中分离出来的重质馏分的另一部分送回到所述裂化重整反应工序中。
5.根据权利要求4所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述稀释工序中，按照使由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物与所述稀释油的质量比为20：80～80：20的范围内的方式，对送回到所述加氢反应工序中的稀释油的量进行调节。
6.根据权利要求2～5中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述稀释工序中，按照使由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的产物与所述稀释油的混合油中的多环芳香族烃的浓度为5～50质量%的方式，将所述稀释油送回到所述加氢反应工序中。
7.根据权利要求2～6中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述加氢反应工序中，将加氢反应压力设定为0.7MPa～13MPa。
8.根据权利要求1所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，其是由10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油制造碳原子数为6～8的单环芳香族烃的单环芳香族烃的制造方法，其具有：
裂化重整反应工序，在该工序中，使所述原料油与含有结晶性铝硅酸盐的单环芳香族烃制造用催化剂接触、反应，从而得到含有碳原子数为6～8的单环芳香族烃及碳原子数为9以上的重质馏分的产物；
精制回收工序，在该工序中，将由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为6～8的单环芳香族烃精制、回收；
稀释工序，在该工序中，在由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分中加入由烃形成的稀释剂；
加氢反应工序，在该工序中，对所述混合物进行加氢；和
循环利用工序，在该工序中，将在所述加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物送回到所述裂化重整反应工序中。
9.根据权利要求8所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，其具有下述稀释剂回收工序：从在所述加氢反应工序中得到的混合物的加氢反应物分离除去稀释剂，并且回收该稀释剂，从而作为加入到所述碳原子数为9以上的重质馏分中的稀释剂再利用。
10.根据权利要求9所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，使用沸点小于185℃的烃油作为所述稀释剂。
11.根据权利要求8～10中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，使用多环芳香族烃的浓度为50质量%以下的稀释剂作为所述稀释剂。
12.根据权利要求8～11中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述稀释工序中，按照使由在所述裂化重整反应工序中生成的产物分离出来而供于加氢反应工序的碳原子数为9以上的重质馏分与所述稀释剂的质量比为10：90～80：20的范围内的方式，对稀释剂的量进行调节。
13.根据权利要求8～12中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述稀释工序中，按照使在碳原子数为9以上的重质馏分中加入稀释剂而得到的混合物中的多环芳香族烃的浓度为5～50质量%的方式，加入稀释剂。
14.根据权利要求8～14中任一项所述的碳原子数为6～8的单环芳香族烃的制造方法，其特征在于，在所述加氢反应工序中，将加氢反应压力设定为0.7MPa～13MPa。
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