CN105085155A

CN105085155A - 一种对二甲苯的生产方法

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Publication number: CN105085155A
Application number: CN201410186655.2A
Authority: CN
Inventors: 刘宇兴; 郁灼; 王德华; 王辉国; 马剑锋; 杨彦强
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2014-05-05
Filing date: 2014-05-05
Publication date: 2015-11-25
Anticipated expiration: 2034-05-05
Also published as: CN105085155B

Abstract

一种对二甲苯的生产方法，包括如下步骤：(1)将混合C₈芳烃通过液相吸附分离或结晶分离，分离其中的对二甲苯，得到对二甲苯产品和吸余油或结晶母液；(2)将(1)步所得的吸余油或结晶母液作为原料，以气相状态通入装有异构化催化剂的床层，在0.4～5.0MPa、200～420℃条件下进行异构化反应，然后使反应后物料脱附。该方法使用烷基苯异构化-分离耦合反应技术，可减小PX分离单元和芳烃分馏单元的规模，降低能耗，减少芳烃联合装置的循环量，提高经济效益。

Description

一种对二甲苯的生产方法

技术领域

本发明为一种芳烃生产方法，具体地说，是一种以C₈芳烃为原料生产对二甲苯的方法。

背景技术

C₈芳烃通常来自于催化重整、蒸汽裂解和甲苯歧化装置，其中的对二甲苯(PX)是重要的化工原料，主要用于生产精对苯二甲酸(PTA)、对苯二甲酸二甲酯(DMT)，同时还是生产涂料、染料、农药和医药的原料。PX在各种来源的C₈芳烃中含量一般不超过25％，为了满足日益增长的需求，工业上使用模拟移动床吸附分离或结晶技术分离混合C₈芳烃中的PX，邻二甲苯(OX)可以通过精馏分离，剩余物流经异构化过程转化为PX含量接近或达到热力学平衡值的混合C₈芳烃，并将部分乙苯(EB)脱烷基或者转化为二甲苯，异构化产物循环回PX分离单元。传统异构化反应产物中PX浓度受热力学平衡限制，并且通常PX的热力学达成率越高，歧化、烷基转移和裂解等副反应的程度越大，C₈芳烃选择性越低。如果异构化过程可以获得PX浓度超过热力学平衡值的产物，则可以减少芳烃联合装置的循环量，降低能耗，提高经济效益。

USP4331822公开了加氢条件下气相异构化的方法，异构化催化剂负载铂和另一种金属元素，该金属选自钛、铬、锌、镓、锗等金属元素中的一种。该方法由于非目的酸催化烷基转移反应和环裂化反应的发生，导致异构化反应中二甲苯的损失。

变压吸附(PSA)的基本原理是利用气体组分在固体材料上吸附特征的差异及吸附量随压力变化而变化的特征，通过周期性的压力变换实现气体的分离或提纯。自Skarstrom循环和Guerin-Domine循环被发明以来，PSA气体分离与提纯技术作为化工工业独立的单元操作得到了迅速发展。PSA以其自动化程度高、操作灵活、能耗低等诸多优点，目前广泛应用于氢气的制备、空气分离制氮及富氧、变换气脱碳、正异构烷烃的分离等领域。

CN1441759A公开了一种从混合C₈芳烃中变压吸附分离对二甲苯(PX)和乙苯(EB)的方法。该方法通过变压吸附将C₈芳烃分成含间二甲苯(MX)和邻二甲苯(OX)的物流，该物流中PX含量少于C₈芳烃中所含PX量的20摩尔％；将吸附的PX和EB脱附即得富含PX的物流，其中所含的MX和邻二甲苯的量小于C₈芳烃中二者总量的50摩尔％。

US6573418B2采用变压吸附-模拟移动床组合工艺从混合C₈芳烃中分离PX和EB。混合C₈芳烃原料首先通过加热以气相状态进入变压吸附单元，由于PX、EB与MX、OX在吸附剂上的扩散速率不同，吸附剂对PX、EB具有优先选择性，得到两股物流，一股为富MX、OX的吸余物，另一股为富EB、PX的抽出物；将吸余物送入异构化单元；将抽出物送入液相模拟移动床吸附分离单元，分离出高浓度的PX产品，EB集中在抽余液中，分离解吸剂后得到EB，与乙苯转化催化剂接触，使其转化为二甲苯。

发明内容

本发明的目的是提供一种对二甲苯的生产方法，该方法使用烷基苯异构化-分离耦合反应技术，可减小PX分离单元和芳烃分馏单元的规模，降低能耗，减少芳烃联合装置的循环量，提高经济效益。

本发明提供的对二甲苯的生产方法，包括如下步骤：

(1)将混合C₈芳烃通过吸附分离或结晶分离，分离其中的对二甲苯，得到对二甲苯产品和吸余油或结晶母液；

(2)将(1)步所得的吸余油或结晶母液作为原料，以气相状态通入装有异构化催化剂的床层，在0.4～5.0MPa、200～420℃条件下进行异构化反应，然后使反应后物料脱附。

本发明方法将C₈芳烃经吸附分离或结晶分离得到的含贫PX的物料，通过异构化-分离耦合反应，可得到PX含量高于热力学平衡值的C₈芳烃混合物，从而大幅提高C₈芳烃异构化生产PX的选择性。

附图说明

图1为模拟移动床液相吸附分离对二甲苯流程示意图。

图2为本发明采用四床分压脱附方式的异构化-分离耦合反应各步操作时序图。

图3为本发明采用四床降压脱附方式的异构化-分离耦合反应各步操作时序图。

图4为图2中床层1的各步操作示意图。

图5为图3中床层1的各步操作示意图。

具体实施方式

本发明方法将混合C₈芳烃通过模拟移动床吸附或结晶分离出PX产品，所得的贫PX物流通过烷基苯异构化-分离耦合反应，即在临氢条件下，将异构化原料以气相状态通入异构化催化剂床层，然后进行脱附。脱附产物中PX含量高于热力学平衡值，将该高PX含量的异构化产物再进行液相吸附分离或结晶分离，能降低液相吸附分离或结晶分离单元的操作苛刻度，降低能耗，减少芳烃联合装置的循环量，提高经济效益。

本发明所述的异构化-分离耦合反应将芳烃异构化与变压吸附分离技术耦合，将变压吸附分离的吸附段作为异构化反应段，在吸附塔中装填催化剂，以进行异构化反应，再使用变压脱附的方式分离异构化产物。

本发明方法将(1)步所述的液相吸附分离吸余油或结晶分离母液(异构化原料)通入异构化催化剂床层，使之在催化剂的作用下进行异构化反应，同时也伴有对异构化产物中对二甲苯的优先吸附。

所述的异构化反应的温度优选210～400℃、压力优选0.6～3.0MPa、异构化原料进入催化剂床层的体积空速为0.5～40小时^-1、优选2.0～20小时^-1。

本发明所述异构化原料进入催化剂床层进行异构化反应的方法可有两种，第一种是在进料过程中进行异构化反应，异构化反应随着进料而进行；第二种是先将异构化原料通入催化剂床层，再停止进料，使异构化原料在催化剂床层中停留，进一步进行异构化反应，本发明称此段停留在反应器中无物料进出情况下进行的异构化反应为吸附反应。

在第二种情况下，所述的异构化原料在催化剂床层中停留进行吸附反应的时间优选为进料时间的0.8～20倍、更优选3～15倍。

在异构化反应完成后，本发明方法对催化剂床层进行脱附，以得到对二甲苯含量高的脱附液。

本发明使反应后物料脱附的方法可为分压脱附或降压脱附。

所述的降压脱附是降低床层压力，使选择吸附组分脱附。本发明优选将压力降至0.1～0.3MPa进行反应后物料的脱附。在降压脱附前优选进行顺向放压，即沿与进料方向相同的方向排放物料，降低床层压力，以排除催化剂非选择性吸附体积中的物料。顺放结束后床层压力为初始压力的20～95％、优选25～60％，顺向放压所得物流重新作为异构化反应进料。

所述的分压脱附是向催化剂床层通入非反应性气体，使脱附物分压降低，但床层总压力基本不变。在分压脱附前，优选通入非反应性气体吹扫催化剂床层，以排除催化剂非选择性吸附体积中的物料，吹扫所得物流重新作为异构化反应进料。

所述用于吹扫催化剂床层的非反应性气体的体积空速为30～120小时^-1、优选40～100小时^-1，吹扫气体用量为催化剂床层非选择性体积的1～50倍、优选4～40倍。所述的非选择性体积指反应器中未装填催化剂部分的体积和催化剂中床层的空隙率(催化剂颗粒之间的体积)之和。

本发明方法用于分压脱附和吹扫床层的非反应性气体选自氮气、氢气、氩气、甲烷、乙烷、丙烷和二氧化碳中的至少一种，优选氢气。

本发明方法中，异构化原料进行异构化反应的时间为脱附时间的0.8～10倍、优选为1.0～5倍。

本发明方法所述异构化催化剂包括70～98质量％的活性组分和2～30质量％的粘结剂。

所述的异构化催化剂优选包括0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属和98～99.99质量％的载体，所述的载体包括70～98质量％的活性组分和2～30质量％的粘结剂。所述的Ⅷ族金属优选铂。

所述活性组分选自氢型的具有MFI、MEL、EUO、FER、MFS、MTT、NES和TON结构的分子筛中的至少一种，所述的MFI分子筛优选HZSM-5，其氧化硅/氧化铝摩尔比为25～250、更优选35～100。所述的粘结剂选自高岭土、膨润土、凹凸棒土、氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化硼、二氧化钛和二氧化硅中的至少一种。

本发明所述的液相吸附分离吸余油或结晶分离母液(异构化原料)中，对二甲苯含量不大于5质量％、优选不大于3质量％，其中可含有一定量的乙苯。当本发明所述的异构化原料中含有乙苯时，乙苯含量优选不大于60质量％，需要在临氢的条件下进行异构化反应，反应的氢/烃摩尔比为0.1～15、优选1.0～10。所用的催化剂宜选用含Ⅷ族金属的催化剂。

所述的反应在装有异构化催化剂的n个反应器中连续操作进行，每个反应器按1/n个时间间隔重复进行完整的操作工序。

本发明方法优选将(2)步所得脱附液循环回(1)步作为吸附分离或结晶分离的原料。

本发明(1)步中所述的液相吸附分离优选模拟移动床液相吸附分离。所述吸附分离温度优选130～230℃、更优选150～200℃，吸附压力为0.1～1.5MPa、优选0.2～1.3MPa、更优选0.5～1.0MPa，在操作温度条件下吸附压力要保证混合C₈芳烃处于液相状态。

上述模拟移动床液相吸附分离操作的方法为：将混合C₈芳烃通入吸附剂床层，其中PX被选择吸附，其余组分流出吸附床得到含脱附剂的吸余液；吸附饱和后，用脱附剂冲洗吸附床将PX脱附，得到含脱附剂的吸出液。将吸余液和吸出液各自除去脱附剂，分别得到组分为高纯度PX的吸出油和含EB、MX、OX、非芳烃的吸余油，吸出油中PX含量不小于99.5质量％，优选不小于99.7质量％。所述脱附剂为含6～10个碳原子的芳烃，优选甲苯或二乙苯，更优选对二乙苯。

上述模拟移动床吸附分离所用吸附剂可以按照ZL02116284.0中所述的方法制备，吸附剂包括85～95质量％的活性组分和5～15质量％的粘结剂，所述吸附活性组分选自BaX沸石或BaKX沸石，粘结剂选自高岭土、二氧化硅或氧化铝，吸附剂中X沸石的晶粒大小为0.5～1.0微米。

本发明方法(1)步所述的结晶分离优选为两段结晶，一段结晶温度为-150～-20℃、优选-100℃～-20℃，第一段结晶所得晶浆经分离后得到PX含量为70～95质量％的粗晶，滤液(母液)进入异构化-分离耦合反应装置；所得粗晶再进入第二段结晶器进行重结晶(二段结晶)，二段结晶温度优选为-40～10℃，得到纯度大于99.5质量％的PX产品，二段结晶所得滤液循环回第一段结晶。上述结晶步骤中，制冷方式、分离设备按照现有技术进行，本发明对此不做限制。

下面结合附图说明本发明的异构化-分离耦合反应。

异构化原料经加热后以气相进入催化剂床层，进行如图2所示的采用四床分压脱附方式的异构化-分离耦合反应各步操作工序。图2左第一列列有四个床层的编号，每个床层均进行四步操作，每行中从左至右为其所在床层四步操作的先后顺序，即时序。以床层1为例说明操作时序，异构化原料先进入催化剂床层，完成进料步骤，再停止进料，进行吸附反应，吸附反应后，用非反应性气体反向对催化剂床层进行吹扫，再通入非反应性气体降低脱附物分压，对催化剂床层进行脱附。所述的进料和吸附反应也可一步完成，即在较低的进料空速下完成进料，使原料在进料过程中完成异构化反应。

图3为本发明采用四床降压脱附方式的异构化-分离耦合反应各步操作的时序图。与图2操作基本相同，不同的是吸附反应后，对催化剂床层进行顺向放压(顺放)以排除非选择性体积中的物料，然后降低床层压力，进行脱附步骤，脱附完成后，再用非反应性气体将床层压力升至反应压力，即进行升压步骤。

图2、图3中，各操作步骤长度所占的比例代表各步骤的时间长短，实际操作中各步骤具体时间可按照需要进行设定。

下面通过实例进一步详细说明本发明，但本发明并不限于此。

实例1

制备液相吸附分离吸附剂。

将X沸石与高岭土按92：8的质量比混合，滚球成型，520℃焙烧6小时，取粒径为0.15～1.0毫米的球形颗粒，用硝酸钡溶液进行离子交换，溶液与吸附剂的液/固体积比为10，硝酸钡溶液的浓度为0.5摩尔/升，按交换后残留的钠含量计算的交换度为95摩尔％。交换后固体在100℃干燥3小时，220℃活化2小时得到吸附剂A，其中BaX含量为93.41质量％、高岭土含量为6.59质量％。

实例2

制备异构化催化剂。

取氧化硅/氧化铝摩尔比为77的氢型ZSM-5分子筛原粉、氧化铝按照95：5的比例充分混合，并加入粉体总质量2质量％的田菁粉，挤条成型。将条形物在120℃干燥6小时，切粒，550℃焙烧4小时，然后用浓度为3.5毫克/毫升的氯铂酸溶液浸渍24小时，120℃干燥8小时，再于空气中500℃焙烧4小时，然后于500℃用氢气还原4小时，制得负载还原态铂的催化剂B，其中铂含量为0.03质量％。

实例3

对混合二甲苯进行液相吸附分离，分离其中的PX。

使用一套小型模拟移动床装置，由24根柱子串联构成，柱子内部用于容纳吸附剂的腔体高200mm，直径40mm，第24根柱子与第1根柱子通过一台泵接连，使柱内流体循环起来，各柱子的连接处均可引入或排出物料。吸余液(抽余液)出口与原料入口之间有7根柱子；原料入口和吸出液出口之间有3根柱子；吸出液(抽出液)出口与脱附剂入口之间有5根柱子；脱附剂(解吸剂)入口与吸余液出口之间有9根柱子，各股进出物料位置如图1所示，物料的进出口位置随一定的时间间隔(步进时间)而改变，每一时间间隔进出料口向前推进一根柱子，进出料口由图中实线箭头位置移到虚线箭头位置，下一时间间隔按既定方向向前推进，依次类推改变进出料口位置。

将上述模拟移动床吸附分离装置在177℃、0.8MPa下运行，床层装填吸附剂A，原料进料量为1025克/小时，脱附剂为对二乙苯，脱附剂注入量为1385克/小时，吸出液量为447克/小时，吸余液量为1890克/小时，每隔100秒依次将进出料口切换至下一床层，循环泵量为3710毫升/小时，所得PX纯度为99.53质量％，收率为92.55质量％。所用原料及吸出液、吸余液组成见表1。

实例4

对混合二甲苯进行结晶分离。

将实例3中的C₈芳烃原料进行结晶分离，结晶分离第一级结晶温度为-60℃，将晶浆及母液分离，一级结晶母液组成见表2，所得晶浆进行第二级结晶，结晶温度为-15℃，得到纯度为99.57质量％的PX产品，单程收率为45质量％，二级结晶母液再返回第一级结晶。

实例5～8

按图2所示的步骤时序，采用四床分压脱附方式对模拟移动床液相吸附分离吸余油进行异构化-分离耦合反应。

采用四个装填异构化催化剂的反应器，反应器高径比为8：1，每个反应器装填50克催化剂B，催化剂床层体积为67毫升，其中非选择性体积为13.5毫升。每个反应器依次进行进料、吸附反应、吹扫、脱附步骤。以实例3所得的吸余油(吸余液去除脱附剂后物料)为原料。

下面以图2中吸附床1为例，按图4所示的操作示意图说明床层1异构化-分离耦合反应的各操作步骤：

进料：打开阀门V1，含有氢气的原料通过加热经管线P1以气相状态从床层1底部进口端通入原料，进料阶段时间为80秒。

吸附反应：关闭阀门V1，进行吸附反应步骤，时间为240秒。

吹扫：打开阀门V2、V3，吹扫用氢气通过管线P2通入床层，吹扫气压力与床层压力相同，吹扫时间为80秒，吹扫所得混合物经管线P3进入到高压分离装置，分离氢气后的组分返回进料，氢气循环利用。

脱附：关闭阀V2、V3，开启阀V4、V5，使用氢气经管线P4逆向通入床层，使床层中组分脱附，脱附时间为240秒，所得组分经分离氢气后得到脱附液，氢气循环利用。

各实例反应条件、吹扫气、脱附气用量及反应结果见表3。

脱附液PX含量、EB转化率按照以下公式定义：

实例9～11

按图3所示的步骤时序，采用四床降压脱附方式对结晶分离母液进行异构化-分离耦合反应。

所用反应器体积、催化剂装填量及原料组成均与实例5相同，进料体积为6毫升，反应温度为240℃、压力0.6MPa。

下面以图3中床层1为例，按图5所示的操作示意图说明床层1异构化-分离耦合反应的各操作步骤：

进料与吸附反应步骤：进料与吸附步骤时间共560秒。进料时打开阀门V1，此时床层4正在进行顺放步骤，阀V2、V3处于开启状态，所得顺放组分经管线P3进入顺放缓冲罐5，顺放组分经加压后与氢/烃摩尔比为5的原料混合，经加热后由管线P1以气相状态从床层1底部进口端通入催化剂床层，进料结束后关闭阀V1、V3，床层4顺放步骤结束后关闭阀V2；保持阀V1呈关闭状态，进行吸附反应步骤。

顺放：打开阀V3、V4并调节其开度进行顺放步骤，顺放时间为140秒，此时床层4正处于进料步骤，将顺放所得组分与原料混合后进入床层4，顺放结束后关闭阀V3、V4。

脱附：打开阀V5、V6，床层1进行逆向降压脱附，同时使用来自管线P4的氢气逆向吹扫床层，氢气压力为0.6MPa，吹扫气体积空速为70h^-1，脱附步骤时间为280秒，所得脱附液经管线P5流出装置。

升压：脱附步骤结束后，关闭阀V5，阀V6处于开启状态并调节开度，使用0.6MPa氢气对床层进行升压，升压步骤所用时间为140秒，升压结束后，关闭阀V6，床层1压力达到反应初始压力，至此完成一个循环步骤。

各实例操作条件及结果见表4。

实例12

将实例6所得异构化-分离耦合反应产物经分离轻重组分后，循环回模拟移动床吸附装置，与表1所示组成的进行吸附分离的新鲜C₈芳烃原料混合，新鲜C₈芳烃原料进料量保持不变，混合后原料中PX含量为39.79质量％。

按实例3的方法对上述混合原料进行模拟移动床液相吸附分离操作，不同的是吸附温度降低至140℃，压力为0.7MPa，步进时间为60秒，所得PX纯度为99.91质量％，收率为99.65质量％。

实例13

将实例9所得异构化-分离耦合反应产物分离轻重组分后，循环回结晶分离单元，与表1所示组成的进行结晶分离的新鲜C₈芳烃原料混合，新鲜C₈芳烃原料进料量保持不变，混合后原料中PX含量为41.25质量％。

按实例4所述的方法对上述混合原料进行结晶分离，不同的是一级结晶温度提高至-45℃，二级结晶温度为-10℃，获得PX产品纯度为99.84质量％的产品，单程收率为73质量％。

对比例1

将氧化硅/氧化铝摩尔比为80的HZSM-5分子筛与氧化铝按75：25的干基质量比混合，按固/液质量比2.5：1的量加入4质量％的硝酸水溶液混捏，挤条成型。110℃干燥3小时，540℃焙烧4小时，然后用氯铂酸溶液浸渍，干燥后于540℃空气中焙烧4小时，得到异构化催化剂C，其中铂含量为0.05质量％。

对比例2～3

在10ml小型异构化反应装置上，装填异构化催化剂C，原料为实例3所得吸余油，在不同条件下进行异构化反应，结果见表5。

对比例4

将对比例2的异构化产物循环回模拟移动床吸附装置，与表1所示组成的进行吸附分离的新鲜C₈芳烃混合，新鲜C₈芳烃原料进料量保持不变，混合原料中PX含量为21.49质量％。按实例3所述的方法对上述原料进行模拟移动床液相吸附分离操作，所得PX纯度为99.57质量％，收率为92.68质量％。

对比例5～6

在10ml小型异构化反应装置上，装填异构化催化剂C，将实例4所得一级结晶母液作为异构化反应原料，在不同的条件下进行异构化反应，反应结果见表6。

对比例6

将对比例5的异构化产物经分离轻重组分后，循环回结晶分离单元，与表1所示组成的进行结晶分离的新鲜C₈芳烃原料混合，新鲜C₈芳烃原料进料量保持不变，混合原料中PX含量为21.32质量％。按实例4的方法对上述混合原料进行结晶分离，所得PX纯度为99.63质量％，单程收率为46.26质量％。

表1

NA—非芳烃，PDEB—对二乙苯

表2

C₉ ⁺A—碳九以上芳烃

表3

表4

表5

∑X为总C₈芳烃

表6

∑X为总C₈芳烃。

Claims

1.一种对二甲苯的生产方法，包括如下步骤：

(1)将混合C₈芳烃通过液相吸附分离或结晶分离，分离其中的对二甲苯，得到对二甲苯产品和吸余油或结晶母液；

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于将(2)步所得脱附液循环回(1)步作为吸附分离或结晶分离的原料。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于(2)步所述原料进入异构化催化剂床层的体积空速为0.5～40小时^-1。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于(2)步所述原料进入异构化催化剂床层进行异构化反应的方法为：先将原料通入催化剂床层，再停止进料，使原料在催化剂床层中停留进行吸附反应。

5.按照权利要求4所述的方法，其特征在于所述的原料在催化剂床层中停留进行吸附反应的时间为进料时间的0.8～20倍。

6.按照权利要求1所述的方法，其特征在于使反应后物料脱附的方法为分压脱附或降压脱附。

7.按照权利要求6所述的方法，其特征在于所述的降压脱附是将压力降至0.1～0.3MPa，再进行反应后物料的脱附。

8.按照权利要求6所述的方法，其特征在于所述的分压脱附是向催化剂床层通入非反应性气体，降低反应后物料的分压使其脱附。

9.按照权利要求7所述的方法，其特征在于在降压脱附前进行顺向放压，顺放结束后床层压力为初始压力的20～95％，顺向放压所得物流重新作为异构化反应进料。

10.按照权利要求8所述的方法，其特征在于在分压脱附前，通入非反应性气体吹扫催化剂床层，吹扫所得物流重新作为异构化反应进料。

11.按照权利要求10所述的方法，其特征在于所述用于吹扫催化剂床层的非反应性气体的体积空速为30～120小时^-1，吹扫气体用量为催化剂床层非选择性体积的1～50倍。

12.按照权利要求8、10或11所述的方法，其特征在于所述的非反应性气体选自氮气、氢气、氩气、甲烷、乙烷、丙烷和二氧化碳中的至少一种。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于烷基苯进行异构化反应的时间为脱附时间的0.8～10倍。

14.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述异构化催化剂包括70～98质量％的活性组分和2～30质量％的粘结剂。

15.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的异构化催化剂包括0.01～2.0质量％的Ⅷ族金属和98～99.99质量％的载体，所述的载体包括70～98质量％的活性组分和2～30质量％的粘结剂。

16.按照权利要求14或15所述的方法，其特征在于所述活性组分选自氢型的具有MFI、MEL、EUO、FER、MFS、MTT、NES和TON结构的分子筛中的至少一种，所述的粘结剂选自高岭土、膨润土、凹凸棒土、氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化硼、二氧化钛和二氧化硅中的至少一种。

17.按照权利要求1所述的方法，其特征在于(1)步中所述的液相吸附分离为模拟移动床液相吸附分离，吸附分离温度为130～230℃。

18.根据权利要求1所述的方法，其特征在于(1)步所述的结晶分离为两段结晶，一段结晶温度为-150～-20℃，二段结晶温度为-40～10℃。