CN112745932A - 一种生产轻质芳烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种生产轻质芳烃的方法，该方法包括：将含有重芳烃的原料在流态化反应器中与催化剂接触并在临氢条件下进行轻质化反应，得到富含轻质芳烃的产物和待生催化剂；将所得富含轻质芳烃的产物进行分离得到氢气、非芳烃组分、C6～C8的轻质芳烃和C9+芳烃组分，并使至少部分所述C9+芳烃组分返回所述流态化反应器。本发明的方法对原料适应性强、操作灵活、弹性大，可保证长周期稳定运行，该方法能够利用难以处理利用的重芳烃生产高价值的轻质芳烃。

Description

一种生产轻质芳烃的方法
技术领域
本发明涉及一种生产轻质芳烃的方法。
背景技术
BTX(苯、甲苯、二甲苯)是重要的石化基础产品，是合成橡胶，合成纤维和合成树脂等多种化工产品的重要原料，甲苯和二甲苯还可以作为汽油辛烷值添加剂。受中国涤纶、聚酯和PTA行业的持续拉动，全球芳烃产业链增长集中于东北亚地区，三苯需求量持续上升。但芳烃生产工艺伴随C9+重芳烃的生产，目前C9+重芳烃产量大，价值低，利用途径有限，造成资源的浪费，将C9+重芳烃转化为BTX无疑是资源充分利用、企业提质增效的有效方法。
CN97106718.X公开了一种重质芳烃加氢脱烷基与烷基转移工艺，以C10或/和C11芳烃为原料，在固定床反应器中，以负载铋和选自铁、钴、镍或钼中的至少一种金属或氧化物的氢型丝光沸石为催化剂，于温度300～600℃，压力1.5～4.0MPa条件下反应生成C6～C9芳烃和C1～C4的石蜡烃。该工艺具有特别适于C10或/和C10以上重芳烃加氢脱烷基与烷基转移的特点，可用于工业生产中。
CN200410066625.4公开了一种重质芳烃加氢脱烷基与烷基转移的方法，主要解决以往技术中存在原料中允许重质芳烃含量较低，重质芳烃利用率低的问题。通过采用以C10或/和C11芳烃为原料，在固定床反应器中，以负载铋和钼的金属或氧化物的大孔沸石为催化剂，于温度300～600℃，压力1.0～4.0MPa条件下反应生成混二甲苯的技术方案较好地解决了该问题。该方法具有流程简单、混合二甲苯收率高以及氢烃比低等特点，可用于重质芳烃生产混二甲苯的工业生产中。
CN200480040758.2公开了一种烃的单独催化加氢脱烷基化方法，其中该烃包含C8～C13烷基芳族化合物，其任选地与C4～C9脂族和脂环族产品混合，该方法包括在氢气的存在下，在温度为400～650℃、压力为2～4MPa和H2/原料摩尔比为3～6的条件下用催化剂连续处理所述烃组合物，催化剂由ZSM-5沸石组成，并由选自IIB、VIB、VIII族的至少一种金属改性。该方法可使苯+甲苯产率达75％。
CN200710043941.3公开了一种利用烃类原料生产轻质芳烃和轻质烷烃的方法，该方法将沸点为30～250℃的烃类原料在含Pt或Pd的沸石催化剂的存在下反应，烃类原料中的重质芳烃通过加氢脱烷基并与轻质芳烃发生烷基转移反应，轻质芳烃发生异构化反应转化为富含BTX(B为苯、T为甲苯、X为二甲苯)轻质芳烃的组分，非芳烃则通过加氢裂解反应生成轻质烷烃，在蒸馏塔中，液相产物根据不同的沸点，可分别分离成苯、甲苯、二甲苯、和C9+芳烃，轻质烷烃可从气相产物中分离出来。该方法解决了烃类原料传统分离过程需要溶剂抽提，过程复杂，成本较高，重质芳烃以及分离后的非芳利用价值低的技术问题。
CN200810043966.8公开了一种利用裂解汽油加氢裂解多产苯和二甲苯的方法。该方法将C7+的裂解汽油原料在催化剂的存在下反应，重质芳烃加氢脱烷基并与轻质芳烃发生烷基转移反应，轻质芳烃发生异构化反应转化为富含BTX轻质芳烃的组分，液相产物根据不同的沸点，分别分离成苯、甲苯、二甲苯和C9+馏分，其中甲苯和C9+馏分可以返回作为进料继续进行处理，而轻质烷烃可从气相产物中分离出来。该方法解决了裂解汽油传统过程存在仅简单对BTX(B为苯、T为甲苯、X为二甲苯)芳烃进行分离，轻质芳烃产物中含大量甲苯，与分离后的重质芳烃以及非芳烃利用价值较低的问题。
CN201280055636.5公开了一种将生物质转化为产物的方法，该方法使所述生物质与氢气在加氢热解催化剂的存在下、于加氢热解条件下的流化床反应容器中接触；将产物和炭从所述反应容器中移出，炭和催化剂根据沉降速度不同实现分离。
从上述专利申请所公开的技术可以看出，现有的重芳烃轻质化技术多采用固定床加氢脱烷基的方法，反应条件苛刻，操作复杂，且对催化剂要求较高。
发明内容
本发明的目的是提供一种轻质芳烃生产方法，本发明的方法可将C9+重芳烃高效转化为轻芳烃，同时实现长周期稳定运行。
为了实现上述目的，本发明提供一种生产轻质芳烃的方法，该方法包括：
将含有重芳烃的原料在流态化反应器中与催化剂接触并在临氢条件下进行轻质化反应，得到富含轻质芳烃的产物和待生催化剂；
将所得富含轻质芳烃的产物进行分离得到氢气、非芳烃组分、C6-C8的轻质芳烃和C9+芳烃组分，并使至少部分所述C9+芳烃组分返回所述流态化反应器。
本发明提供的方法采用流化床反应体系对含有C9以上重芳烃的原料进行临氢脱烷基处理，该方法原料适应性强、操作灵活、弹性大，可保证长周期稳定运行，该方法能够使难以处理利用的重芳烃转化为高价值的轻质芳烃。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1本发明的生产轻质芳烃的方法的一种具体实施方式的工艺流程图；
图2本发明的生产轻质芳烃的方法的一种具体实施方式的再生器的示意图。
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明提供一种生产轻质芳烃的方法，该方法包括：
将含有重芳烃的原料在流态化反应器中与催化剂接触并在临氢条件下进行轻质化反应，得到富含轻质芳烃的产物和待生催化剂；
将所得富含轻质芳烃的产物进行分离得到氢气、非芳烃组分、C6-C8的轻质芳烃和C9+芳烃组分，并使至少部分所述C9+芳烃组分返回所述流态化反应器。
本发明提供的方法采用流化床反应体系，原料和催化剂在反应器内连续反应，原料适应性强，操作灵活，弹性大，可保证长周期稳定运行。
本发明不仅可以缓解轻质芳烃的供需矛盾，同时解决了各炼油化工过程中重芳烃产量大、价值低、难利用的问题，提高了石化行业的经济效益和社会效益。
根据本发明，含有重芳烃的原料进行轻质化反应的条件可以在较大范围内变化，一种实施方式中，反应温度可以为250～750℃，优选为320～600℃，更优选为360～550℃，压力可以为0～6MPa，优选为0～4.5MPa，更优选为1～3MPa，重时空速可以为0.1～7h-1，优选为1～6h-1，更优选为1.5～4.5h-1，氢/烃摩尔比可以为1～15，优选为2～10，更优选为3～8。
根据本发明，流态化反应器中得到的反应油气与待生催化剂分离后，即得富含轻质芳烃的反应产物，该反应产物可以进一步分离得到氢气、非芳烃组分、C6-C8的轻质芳烃和C9+芳烃组分，上述分离的方法可以为本领域常规的，一种具体实施方式中，可以将所述富含轻质芳烃的产物进行气液分离得到所述氢气和液体产物，所述液体产物可以进行芳烃抽提得到所述非芳烃组分和芳烃组分。
进一步地，为了分离出轻质芳烃，可以将芳烃组分进行第一分馏，得到所述轻质芳烃和所述C9+芳烃组分；该C9+芳烃组分中的至少一部分可以返回流态化反应器，继续进行轻质化反应，进一步优选地，C9+芳烃组分全部返回流态化反应器继续反应。进行第一分馏的装置和操作条件可以为本领域常规的，第一分馏的装置例如为分馏塔、闪蒸罐，第一分馏的条件可以为本领域常规条件。
另一种实施方式中，可以将C9+芳烃组分中的C9芳烃和C10+芳烃组分分离开来，例如使所述芳烃组分进行所述第二分馏，得到所述轻质芳烃、C9芳烃和C10+芳烃组分。进行第二分馏的装置和操作条件可以为本领域常规的，第二分馏的装置例如为分馏塔，第二分馏的条件可以为本领域常规条件。
根据本发明，从产物中分离出的轻质芳烃可以作为产品送出系统，也可以进一步进行分离得到苯、甲苯和二甲苯。分离方法可以为本领域常规的，例如将轻质芳烃进行第三分馏得到苯、甲苯和二甲苯。进行第三分馏的装置和操作条件可以为本领域常规的，第三分馏的装置例如为分馏塔，第三分馏的条件可以为本领域常规条件。
在芳烃组分进行所述第二分馏的实施方式中，可以使第二分馏分离出的C9芳烃与甲苯进行烷基转移反应，以多产二甲苯。如图1所示，一种实施方式中，可以使C9芳烃与从轻质芳烃中分离出的甲苯混合得到混合回炼原料，使所述混合回炼原料返回所述流态化反应器。该混合回炼原料中的甲苯和C9芳烃可以在流态化反应器中进行甲苯歧化和与C9芳烃进行烷基转移反应生成二甲苯，从而增加轻质芳烃产物中二甲苯的含量。这一实施方式中，所述C10+芳烃组分可以与所述含有重芳烃的原料混合后返回所述流态化反应器进行所述轻质化反应。
进一步地，为了提高流态化反应器中的轻质化反应转化率，一种实施方式中，如图1所示，可以使所述C10+芳烃组分和所述混合回炼原料沿所述流态化反应器内所述原料的流动方向依次进入所述流态化反应器，即可以使C10+芳烃组分在流态化反应器的上游进料，含有甲苯和C9芳烃的混合回炼原料从重芳烃原料入口的下游处返回流态化反应器中。在图1所示的反应器中，流态化反应器为上行式反应器，混合回炼原料的入口位置高于含有重芳烃的原料的入口位置；在流态化反应器为下行式反应器的实施方式中，混合回炼原料的入口位置低于含有重芳烃的原料的入口位置。
根据本发明，待生催化剂与反应油气的分离方式可以通过本领域技术人员熟知的旋风分离器，也可以通过本领域技术人员熟知的过滤器。分离出待生催化剂后的反应油气，即富含轻质芳烃的反应产物可以经后续的分离系统分离出气体、非芳烃组分、C6～C8的轻质芳烃和更重的C9+芳烃组分，并进一步分离出BTX等目标产物，所述分离方法为本领域常规技术方法，本发明对此没有限制，在此不详细描述。
反应的物料可以分离出待生催化剂，该待生催化剂可以送入再生反应器进行再生后循环使用，富含轻质芳烃的产物可以进一步进行气液分离，分离出氢气，如图1所示，富含轻质芳烃的产物经两级冷却气液分离装置如依次进入热产物气液分离罐和冷产物气液分离罐进行分离，从冷产物气液分离罐顶部得到氢气，该氢气可以作为循环氢返回流态化反应器循环使用，两个气液分离罐底得到的液体产物可以进一步进行分离。
根据本发明，一种实施方式中，可以使所述待生催化剂进入流化床再生器进行再生，并使所得再生催化剂循环回所述流态化反应器。待生催化剂的再生是本领域技术人员所熟知的，催化剂中的全部或至少部分可以来自再生催化剂，再生过程中，一般从再生器的底部引入含氧气体，含氧气体例如可以为空气，引入再生器后，待生催化剂与氧气接触烧焦再生，催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气进入后续能量回收系统。根据催化剂的活性金属组分性质，可增加还原、硫化等催化剂再生过程。
为了避免催化剂再生时含氢气流和含氧气流接触、提高装置安全性，一种实施方式中，如图2所示，所述流化床再生器可以包括闭锁料斗，所述再生的方法可以包括：使所述待生催化剂经过闭锁料斗进入所述流化床再生器进行再生，所述再生催化剂通过所述闭锁料斗循环回所述流态化反应器。这一实施方式中，闭锁料斗可使催化剂从反应器的高压烃或氢环境向再生器的低压氧环境，以及从再生器的低压氧环境向反应器的高压烃或氢环境安全和有效地转移。通过使用闭锁料斗，可以使反应器以及再生催化剂进料罐的还原气氛(氢气气氛)与再生器的烧焦再生的含氧气氛很好地隔离，确保工艺方法的安全性，并且可以灵活地调控反应器和再生器的操作压力，尤其是在不提高再生器操作压力的情况下能够提高反应器的操作压力从而提高装置的处理量。本发明所述的闭锁料斗是一种可使同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和还原气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压，或者反之)之间进行切换的装置，其结构和操作步骤是相关技术领域所属技术人员所熟知的。
进一步的实施方式中，如图2所示，该流化床再生器还可以包括反应器接收器19、再生器接收器23、再生进料罐21和可选的还原器24，可以将从流化床反应器引出的待生催化剂输送至反应器接收器19后，再通过闭锁料斗20输送至再生进料罐21，然后从再生进料罐21输送至流化床再生器22，并在再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生，得到再生催化剂；将再生催化剂从流化床再生器22连续地引出，经过再生器接收器23进入还原器24进行还原后回流化床临氢脱烷基反应器内循环使用。
在本发明的其他实施方式中，再生器与反应器之间的催化剂输送也可采用再生斜管和待生斜管输送。
根据本发明，所述含有重芳烃的原料中含有C9+重芳烃，该原料可为纯的C9+重芳烃，或者为含有C9+重芳烃的原料，优选为富含C9+重芳烃的原料；含有重芳烃的原料中C9+重芳烃含量可以在较大范围内变化，优选地，C9+芳烃的含量为20～100重量％，进一步优选为30～100重量％。
根据本发明，含有重芳烃的原料的初馏点可以为120～150℃，优选为130～140℃，终馏点可以为200～250℃，优选为205～240℃，馏程可以为120～250℃，优选为140～220℃。
根据本发明，含有重芳烃的原料可以来自蒸汽裂解、催化裂解、催化重整、PX等工艺，或其他可生产C9+重芳烃的工艺，例如符合上述条件的原料可以为蒸汽裂解汽油重芳烃、催化裂解汽油重芳烃、催化重整重芳烃和PX装置二甲苯塔底C9+重芳烃中的至少一种。
根据本发明，轻质化反应的催化剂可以包括载体和负载在载体上的活性金属组分，所述催化剂的组成和含量可以在较大范围变换，优选地，以所述催化剂的总重量为基准，轻质化催化剂中载体的含量可以为50～99.99重量％，优选为55～85重量％；活性金属组分的含量可以为0.01～50重量％，优选为0.01～45重量％。
其中，活性金属组分优选为稀土金属和过渡金属中的一种或两种以上的组合，例如为Fe、Ni、Pt、Pd、Co、Mo中的一种或几种，优选为Ni、Pt、Pd。
载体的组成和含量也可以在较大范围内变化，一种优选的实施方式中，以载体的干基重量为基准，载体可以含有1～60重量％的沸石、5～99重量％的无机氧化物和0～70重量％的粘土；进一步优选地，载体可以含有10～50重量％的沸石、10～90重量％的无机氧化物和1～60重量％的粘土。沸石可以包括中孔沸石和/或大孔沸石，进一步地，沸石可以包括中孔沸石和任选的大孔沸石，优选地，中孔沸石的重量占沸石总重量的50～100重量％，更优选中孔沸石的重量占沸石总重量的70～90重量％；大孔沸石占沸石总重量的0～50重量％，优选大孔沸石占沸石总重量的10～30重量％。
根据本发明，催化剂的载体中，所述中孔沸石和大孔沸石可以为本领域常规种类，例如为ZSM沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石优选选自β沸石、稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种；催化剂的载体中，所述无机氧化物和粘土可以各自为本领域常规种类，无机氧化物可以为二氧化硅、三氧化二铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的至少一种，优选为二氧化硅和/或三氧化二铝；所述粘土可以选自高岭土、蒙脱土、硅藻土、凹凸棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土和累托土中的至少一种，优选为高岭土和/或埃洛石。
本发明提供的方法中，所述的流态化反应器是指利用反应物料气体使固体催化剂颗粒处于悬浮运动状态，并进行气固相反应过程的反应器，流态化反应器的种类例如为稀相输送床反应器、流化床反应器、由稀相输送床反应器和流化床反应器构成的复合反应器、由两个以上的稀相输送床反应器构成的复合反应器或由两个以上的流化床反应器构成的复合反应器；其中，所述稀相输送床反应器例如为提升管反应器；所述流化床反应器例如为鼓泡床反应器、湍动床反应器或快速床反应器。一种优选的实施方式中，本发明的流态化反应器优选为流化床反应器，流化床反应器可以包括上部的扩径段，扩径段内可以设置旋风分离器或催化剂过滤器，用以回收被气体带走的催化剂。采用流化床反应器或采用提升管反应器时，进料方式和操作方式同现有技术中流化床反应器或提升管反应器的常规方式，本发明对此没有限制。
在一种具体实施方式中，本发明的生产轻质芳烃的方法包括如下步骤：
如图1所示，含有重芳烃的原料8和氢气9分别从下部进入流态化反应器1，在流态化反应器1内与催化剂接触进行重芳烃轻质化反应，经过气固分离后所得富含轻质芳烃的产物依次进入热产物气液分离罐2和冷产物气液分离罐3进行气液分离，得到循环氢11和液体产物10，循环氢11经处理后回流态化反应器1继续反应，液体产物10进入芳烃抽提单元4进行芳烃抽提，分离得到非芳烃组分12和芳烃组分13，芳烃组分13进入芳烃分离塔5，塔底得到C10+芳烃组分15，与原料8混合后返回流态化反应器1继续反应，芳烃分离塔5下部得到C9芳烃14，塔顶得到BTEX，BTEX进入产物分离单元6进一步分离得到苯18、甲苯16和二甲苯17，C9芳烃14和甲苯16混合得到混合回炼原料7，混合回炼原料7从混合原料进料下游的位置进入流态化反应器1继续反应。
如图2所示，含有重芳烃的原料8与氢气9从下部进入流态化反应器1与催化剂接触，进行重芳烃轻质化反应，反应产物进入气液分离罐25进行气液分离得到轻质化反应液体产物10和氢气，待生催化剂从流态化反应器1连续地引出，经过反应器接收器19进入闭锁料斗20，随后进入再生进料罐21，后进入流化床再生器22，并在含氧气氛下进行烧焦再生，得到的再生催化剂连续地引出到再生器接收器23，再通过闭锁料斗20进入还原器24进行还原后连续返回流态化反应器1内循环使用。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例与对比例所使用的重芳烃原料性质列于表1中，其中原料A为催化裂解汽油重芳烃，原料B为蒸汽裂解汽油重芳烃，原料C为重整重芳烃。
制备例1
将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为10-50重％的浆液，搅拌均匀，用无机盐如盐酸、硝酸、磷酸或硫酸将浆液pH调至1～4，保持该pH值，于20～80℃下静置老化0～2小时后加入铝溶胶，搅拌0.5～1.5小时形成胶体，加入ZSM-5分子筛和Y型分子筛(长岭催化剂厂生产)，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂，其中ZSM-5：Y：高岭土：铝溶胶＝30：10：39：21。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5:1:10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本发明提供的载体C1。
制备例2
将铝溶胶与高岭土混合，并用脱阳离子水将其配制成固含量为10-50重％的浆液，搅拌均匀，用无机盐如盐酸、硝酸、磷酸或硫酸将浆液pH调至1～4，保持该pH值，于20～80℃下静置老化0～2小时后加入铝溶胶，搅拌0.5～1.5小时形成胶体，加入Y型分子筛(长岭催化剂厂生产)，形成催化剂浆液(固含量为35％重量记)，继续搅拌后喷雾干燥制成微球催化剂，其中Y：高岭土：铝溶胶＝40：39：21。然后将微球催化剂在500℃焙烧1小时，再在60℃下用硫酸铵洗涤(其中，硫酸铵：微球催化剂：水＝0.5:1:10)至氧化钠含量小于0.25重量％，接着用去离子水淋洗并过滤，之后再于110℃下烘干，即本发明提供的载体C2。
制备实施例3～5用于说明催化剂H1、H2和H3的制备方法。
制备实施例3
以C1为载体，采用孔饱和浸渍法负载0.04重量％的Pd和0.04重量％的Pt(以催化剂总重量为基准)，在400℃下煅烧4小时，得到催化剂H1。
制备实施例4
以C1为载体，采用孔饱和浸渍法制备预硫化型催化剂H2，其中，NiS的重量比为10％(以催化剂总重量为基准)。
制备实施例5
以C2为载体，采用孔饱和浸渍法负载0.04％的Pd和0.04％的Pt(以催化剂总重量为基准)，在400℃下煅烧4小时，得到催化剂H3。
实施例1
本实施例用于说明本发明的生产轻质芳烃的方法。
转化率％＝100-产物中与原料相同的所有组分的总质量含量
BTX选择性＝BTX产率/转化率
二甲苯选择性＝二甲苯产率/转化率
按照图1所示的流程进行试验，在连续再生的中型流化床装置上进行试验，原料为A，催化剂为H1。相关操作条件和产物列于表2。
实施例2
采用实施例1的方法进行试验，所不同的是，反应温度为480℃，相关操作条件和产物列于表2。
实施例3
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，采用催化剂H2。相关操作条件和产物列于表2。
实施例4
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，采用催化剂H3。相关操作条件和产物列于表2。
实施例5
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，以B为原料。相关操作条件和产物列于表2。
实施例6
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，以C为原料。相关操作条件和产物列于表2。
实施例7
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，分离出的C9芳烃不与甲苯混合，而是单独从原料喷嘴下游进入反应器反应，甲苯不回炼，直接作为产物。相关操作条件和产物列于表3。
实施例8
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，流化床反应器中反应条件不同。相关操作条件和产物列于表3。
对比例1
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，产物分离出的甲苯和C9+重芳烃不回到反应器中继续反应。相关操作条件和产物列于表3。
对比例2
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，反应器为固定床反应器，催化剂与反应油气不需要单独设备进行分离，催化剂不连续再生。相关操作条件和产物列于表3。
对比例3
根据实施例1的方法进行试验，所不同的是，采用常规催化裂化催化剂C2作为催化剂，反应在非临氢条件下进行。相关操作条件和产物列于表3。
表1原料性质
Figure BDA0002254424700000131
表2
Figure BDA0002254424700000141
产物产率是指对应产物重量与原料总重量的比。
表3
Figure BDA0002254424700000151
由实施例和对比例数据可知，本发明的轻质化芳烃生产方法能利用各种类型的重芳烃原料生产轻质芳烃，该方法原料转化率和BTX选择性高，进一步通过使C9A和甲苯回炼，能够提高二甲苯选择性，且该方法操作灵活、弹性大，催化剂易于再生且传质传热均匀，可保证长周期稳定运行。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (18)

1.一种生产轻质芳烃的方法，该方法包括：
将含有重芳烃的原料在流态化反应器中与催化剂接触并在临氢条件下进行轻质化反应，得到富含轻质芳烃的产物和待生催化剂；
将所得富含轻质芳烃的产物进行分离得到氢气、非芳烃组分、C6～C8的轻质芳烃和C9+芳烃组分，并使至少部分所述C9+芳烃组分返回所述流态化反应器。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质化反应的温度为250～750℃，压力为0～6MPa，重时空速为0.1～7h-1，氢/烃摩尔比为1～15；优选地，所述轻质化反应的温度为320～600℃，压力为0～4.5MPa，重时空速为1～6h-1，氢/烃摩尔比为2～10；更优选地，所述轻质化反应的温度为360～550℃，压力为1～3MPa，重时空速为1.5～4.5h-1，氢/烃摩尔比为3～8。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述分离包括：将所述富含轻质芳烃的产物进行气液分离得到所述氢气和液体产物，将所述液体产物进行芳烃抽提得到所述非芳烃组分和芳烃组分；
使所述芳烃组分进行第一分馏得到所述轻质芳烃和所述C9+芳烃组分；或者，使所述芳烃组分进行所述第二分馏，得到所述轻质芳烃、C9芳烃和C10+芳烃组分。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，该方法还包括：使所述轻质芳烃进行第三分馏得到苯、甲苯和二甲苯，使所述甲苯和所述C9芳烃混合得到混合回炼原料，使所述混合回炼原料返回所述流态化反应器；所述C10+芳烃组分与所述含有重芳烃的原料混合后返回所述流态化反应器进行所述轻质化反应。
5.根据权利要求4所述的方法，其中，沿所述流态化反应器内的所述含有重芳烃的原料的流动方向，所述C10+芳烃组分和所述混合回炼原料依次进入所述流态化反应器。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：使所述氢气返回所述流态化反应器循环使用。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：使所述待生催化剂进入流化床再生器进行再生，并使所得再生催化剂循环回所述流态化反应器。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述流化床再生器包括闭锁料斗，所述再生的方法包括：使所述待生催化剂经过闭锁料斗进入所述流化床再生器进行再生，所述再生催化剂通过所述闭锁料斗循环回所述流态化反应器。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述含有重芳烃的原料的初馏点为120～150℃，终馏点为200～250℃。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述含有重芳烃的原料中，C9+芳烃的含量为20～100重量％。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料选自蒸汽裂解汽油重芳烃、催化裂解汽油重芳烃、催化裂化汽油重芳烃、催化重整重芳烃和PX二甲苯塔底C9+重芳烃中的至少一种。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述流态化反应器为稀相输送床反应器、流化床反应器、由稀相输送床反应器和流化床反应器构成的复合反应器、由两个以上的稀相输送床反应器构成的复合反应器或由两个以上的流化床反应器构成的复合反应器。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述稀相输送床反应器为提升管反应器；所述流化床反应器为鼓泡床反应器、湍动床反应器或快速床反应器。
14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述流态化反应器为上行式反应器或下行式反应器。
15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分；以所述催化剂的总重量为基准，所述活性金属组分的含量为0.01～50重量％。
16.根据权利要求15所述的方法，其中，以所述载体的总重量为基准，所述载体含有：1～60重量％的沸石、5～99重量％的无机氧化物和0～70重量％的粘土；
所述沸石包括中孔沸石和/或大孔沸石；所述无机氧化物为二氧化硅、三氧化二铝、氧化锆、氧化钛和无定形硅铝中的至少一种；所述粘土选自高岭土、蒙脱土、硅藻土、凹凸棒石、海泡石、埃洛石、水滑石、膨润土和累托土中的至少一种。
17.根据权利要求16所述的方法，其中，所述中孔沸石为ZSM沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石选自β沸石、稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种。
18.根据权利要求15所述的方法，其中，所述活性金属组分为稀土金属和过渡金属中的一种或两种以上的组合。
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