CN1141276C - 甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法。主要解决以往文献中存在芳烃联合装置中重芳烃利用率不高、碳八芳烃的收率受到限制、轻烃的生成量不能有效降低、操作的灵活性不大或原料选择要求苛刻的问题。本发明通过采用将甲苯分成两部分，一部分甲苯与碳九芳烃进行甲苯歧化与烷基转移反应；另一部分甲苯与碳十及其以上烃进行烷基转移及重芳烃轻质化反应的技术方案，较好地解决了该问题，可用于工业生产中。

Description

甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法

本发明涉及一种甲苯歧化与重芳烃烷基转移的方法，特别是关于利用甲苯和碳九及其以上芳烃(C₉ ⁺A)来最大限度地增产碳八芳烃的工艺。

甲苯歧化和烷基转移工艺(以下简称甲苯歧化工艺)是生产苯和碳八芳烃(C₈A)的重要途径。迄今为止，世界上比较典型的、也比较成熟的相关工艺有六十年代末工业化的Tatoray传统甲苯歧化工艺、八十年代末推出的MTDP甲苯歧化工艺以及近年来推出的TransPlus工艺和S-TDT工艺。

通过甲苯选择性歧化生成苯和高对二甲苯(pX)浓度的二甲苯，是生产pX的一条新途径。但由于其只能用纯甲苯作为反应原料以及副产大量的苯，就芳烃联合装置现有技术而言难以工业应用。

典型的Tatoray工艺的反应器进料是以甲苯和碳九芳烃(C₉A)为反应原料，碳十及其以上烃(C₁₀ ⁺烃)的含量必须严格控制。本着提高装置的经济效益，降低能耗和物耗，人们对Tatoray工艺进行了进一步的研究和优化，主要致力于其核心技术——催化剂的研制，提高催化剂的总体性能指标，如提高空速、延长催化剂操作周期和提高芳烃反应原料平均分子量等。随着芳烃原料平均分子量的提高，尽管有利于生成更多的C₈A，但也不可避免地带来一些问题。首先，当重芳烃含量过高时，为了维持一定的转化率，反应温度较高，加剧了产物中C₅ ^-(碳五及其以下)轻烃的生成量，即降低了目的产物的收率；其次，催化剂活性的提高，在导致副反应加氢脱烷基反应加剧的同时，导致反应产物中苯产品偏多，造成产物C₈A/Ben偏低，处理同等原料，得到的C₈A偏少、苯(Ben)量偏多。而对于芳烃联合装置而言，甲苯歧化装置之所以不可缺少是因为它能提供C₈A的作用，Ben量的提高、C₈A量的减少明显不利于芳烃联合装置的整体效益。更重要的是，由于原料中重芳烃含量的提高将不可避免地造成催化剂结焦的加剧，从而在工业生成中能以达到与工厂检修周期相匹配的周期操作寿命，因此实际操作中不可避免地要排出大量的重芳烃，无法充分利用重芳烃资源。可以看出，这些不足之处是Tatoray工艺自身带来的缺陷。

图1为USP4341914的工艺流程。

其中1为二甲苯塔I，2为重芳烃塔，3为反应区，4为苯塔，5为甲苯塔，6为二甲苯塔II，7为C₉A，8为C₈ ⁺A原料，9和10为甲苯，11为苯，12和13为C₈A，17和19为富含C₁₀ ⁺烃物流，18为富含C₉A物流。在该工艺中，虽然将反应产物中的部分C₁₀A随循环C₉A返回反应区(物流18)，部分地利用了反应本身生成的C₁₀A来抑制反应过程中生成更大量的C₁₀ ⁺烃，但是，原料C₈ ⁺A中的C₁₀ ⁺烃却无法得到利用，并且C₈ ⁺A原料中的部分C₉A随C₁₀ ⁺烃在重芳烃塔塔釜排出界外(物流19)。由于催化剂性能的限制，该工艺在原料的选择上也有苛刻的条件，要求重芳烃塔(塔2)塔顶流出物——C₉A物流(物流7)中的茚满(IND)含量必须低于1％以下，从而造成了前述的C₉A的损失以及只是部分利用反应自身生成的C₁₀A，而原料C₈ ⁺A中的C₁₀ ⁺烃却无法得到利用。

图2为中国专利98110859.8的工艺流程。

其中1为二甲苯塔I，2为重芳烃塔，3为反应区，4为苯塔，5为甲苯塔，6为二甲苯塔II，7为临二甲苯塔，8为C₈ ⁺A原料，12和13为C₈A，9为甲苯，14为富含C₉A物流，15为C₁₁ ⁺烃，16为循环甲苯，17为苯，19为邻二甲苯，20为含或不含临二甲苯的C₉ ⁺A。该工艺克服了上述专利的诸多弊端，具有原料中高茚满含量、高C₁₀A以及C₁₀ ⁺重芳烃转化率较高等优点，但其不可避免地将造成催化剂寿命的缩短，实际上难以与越来越长的工厂检修周期相匹配。并且在增产C₈A上，仍然没有取得突破性进展。

可以看出，所有的这些专利，都是针对某一特定的甲苯歧化与烷基转移催化剂在某一或某些方面，如对重芳烃的烷基转移能力或反应产物的分离方案上作合理的改动而成。对所加工的原料未能区别对待：原料从甲苯、C₉、C₁₀到C₁₁ ⁺放在一起加工处理，难以兼顾。原料中高的重芳烃含量、高的转化率、高的催化剂稳定性、高的C₈A收率、低的轻烃生成量等多重目标，实际上无法做到有效的兼顾与统一。

在早期的工艺及催化剂专利及文献中都采取严格限制C₁₀ ⁺烃的含量来提高催化剂的目的产物单程收率、延长运转操作时间。随着催化剂技术的发展，目前可以采用反应原料中混入一定含量的C₁₀ ⁺烃的方法来提高目的产物的收率，以弥补追求高转化率、高空速下，产物收率偏低的不足，但大量的C₁₀ ⁺烃仍不能得到充分利用。

除此之外，以上专利都仅仅以加工处理芳烃原料为目的，而忽视了甲苯歧化装置在芳烃联合装置中提供C₈A的作用，因而也忽视了反应产物的经济技术指标，即C₈A/Ben的大小。更高的C₈A产量将直接提高整个芳烃联合装置的pX产量，从而获得更高的经济效益。

本发明的目的是为了解决以往文献中存在芳烃联合装置中重芳烃利用率不高、碳八芳烃的收率受到限制、轻烃的生成量不能有效降低、操作的灵活性不大或原料选择要求苛刻的问题，提供一种新的甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法。该方法具有原料适应范围较宽、轻烃生成量低、重芳烃能全部利用和可得到更多的C₈A的特点。

本发明的目的是通过以下的技术方案来实现的：一种甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，依次包括以下步骤：

a).含C₈A、C₉A、IND、C₁₀ ⁺烃的芳烃原料，先在由二甲苯塔I组成的第一分离区进行分离，在塔顶分离出C₈A物流，塔底侧线采出富含C₉A物流，该物流可以含或不含IND，塔釜排出剩下的C₁₀ ⁺烃，其中C₈A为碳八芳烃，C₉A为碳九芳烃，IND为茚满，C₁₀ ⁺烃为碳十及其以上烃；

b).第一分离区二甲苯塔I塔釜侧线采出的富含C₉A物流与甲苯混合后进入第一反应区，在临氢条件下进行甲苯歧化与烷基转移反应，其中所用的催化剂为含铋大孔沸石；二甲苯塔I塔釜料与甲苯混合后进入第二反应区，在临氢条件下进行烷基转移和重质芳烃轻质化反应，其中所用的催化剂为含钼大孔沸石；

c).第一反应区芳烃产物和第二反应区芳烃产物混合后进入由苯塔、甲苯塔、二甲苯塔II组成的第二分离区依次分离出富含苯、甲苯、C₈A、C₉A和C₁₀ ⁺烃物流，其中分离出的苯和C₈A排出界外，分离出的甲苯作为反应原料直接循环，二甲苯塔II塔底侧线采出得到的富含C₉A物流循环至第一反应区作为原料进料，塔釜排出的C₁₀ ⁺烃进入第二反应区作为原料进料。

上述技术方案中，第一分离区也可以有二甲苯塔和重芳烃塔两个塔组成；第一、第二反应区的反应产物汇合一起后依次进入高分罐、汽提塔后，再进入第二分离区；第二反应区设置成单反应器工艺流程或双反应器切换工艺流程；C₁₀ ⁺烃(碳十及其以上烃)的总量就典型的芳烃联合装置而言在重整装置芳烃生成油中只占5-8％，第二反应区装置规模较小，可以设置单反应器也可以设置成双反应器切换流程；第一分离区也可以设计成二甲苯塔I和重芳烃塔二塔系统，其二甲苯塔的塔釜料进入重芳烃塔，重芳烃塔塔顶分离出富含C₉A的第一反应区的原料，塔釜则采出富含C₁₀ ⁺烃的第二反应区的原料；第二分离区的二甲苯塔II的塔釜侧线不采出，其塔釜料进入第一分离区的重芳烃塔；第一反应区的反应压力为1.0～5.0MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为1～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时^-1；第一反应区的进料组成含量以重量百分比计为甲苯10～90％，C₉A10～90％，IND0～5％，C₁₀A 0～5％，其中C₁₀A为碳十芳烃；第二反应区的反应压力为1～5MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为1～10摩尔/摩尔，重量空速为0.5～8.0小时^-1；第二反应区的进料组成，以重量百分比计，甲苯/C₁₀ ⁺烃为0/100～95/5。

本发明中，由于采用第一和第二两个反应区，对第一反应区来说由于分流掉了一部分甲苯，减少了反应器进料中甲苯/C₉A的比值，降低了甲苯歧化作用，增强了甲苯和C₉A之间的烷基转移作用，从而减少了苯的生成量，提高了C₈A的生成量，即提高了C₈A的收率，而生成的C₁₀ ⁺烃则经分离后可作为第二反应区的原料。在第二反应区，由于甲苯的存在，使C₁₀ ⁺烃与甲苯进行烷基转移反应实现重芳烃轻质化，突破了传统的以重芳烃加氢脱烷基轻质化的加工工艺，从而有效地抑制了轻烃的生成，提高了原料的利用率，其生成的苯和C₈A经一系列分离后成为产品，而生成的C₉A则可作为第一反应区的原料。由于采用第一和第二两个反应区，第一反应区中装填含铋大孔沸石催化剂，使得催化剂的反应性能大大提高，降低了催化剂对反应原料中IND含量的限制。碳十及其以上烃通过第二反应区与甲苯进行烷基转移和重芳烃轻质化反应，主要生成C₈A和C₉A，使碳十及其以上烃得到了充分利用，同时减少了轻烃的生成量，增产了C₈A，取得了较好的效果。

本专利工艺流程如图3所示。

本专利工艺单元由三个区组成，即第一分离区、反应区和第二分离区。图中I为二甲苯塔I，为第一分离区；II为第一反应区，III为第二反应区，第一和第二反应区组成反应区；IV为苯塔，V为甲苯塔，VI为二甲苯塔II，组成第二分离区。富含C₈A的原料C₈ ⁺A物流1经过二甲苯塔1分离后，塔顶分离出C₈A物流2，塔底侧线采出富含C₉A的物流3，塔底采出富含C₁₀ ⁺烃的物流4。物流3与甲苯来料混合后进第一反应区，在临氢条件下进行甲苯和C₉A之间的甲苯歧化和烷基转移主反应，反应流出物为物流7；物流4与甲苯来料混合后进入第二反应区，在临氢条件下进行甲苯和C₁₀ ⁺烃之间的烷基转移反应，生成富含苯、碳八、碳九芳烃的物流8。物流7和物流8混合后进第二分离区，依次分离出苯(物流9)、甲苯(物流6)、C₈A(物流10)、富含C₉A的物流11及C₁₀ ⁺烃(物流12)。其中，物流11、3与甲苯混合形成第一反应区的芳烃进料，物流12、4与甲苯来料混合形成第二反应区的芳烃进料。物流10与2混合后的C₈A物流13被采出界外去异构化及吸附分离单元。生成的苯(物流9)直接作为副产排出装置，界外来的甲苯(物流5)和循环甲苯(物流6)混合并经分配后分别进第一和第二反应区。

两反应区的反应器流出物也可以先经汇合，并一起依次进入高压分离罐、汽提塔后，再一起进入第二分离区。

在第一反应区，发生的主要反应是甲苯歧化和C₉A的烷基转移反应，反应方程式如下所示：

除此以外，发生的主要副反应有芳烃加氢的脱烷基反应和C₉A的歧化反应：

从化学平衡观点出发，这种多组份复杂反应体系的化学反应过程同任何化学过程一样，是一个从化学不平衡向化学平衡趋近的过程。在本工艺的临氢气相反应条件下，对应于一定的反应温度，有一个相应的化学平衡常数。反应物的组成状况直接影响每种反应物的转化率和各种生成物收率。芳烃原料的组成，尤其是原料甲苯(To1)和C₉A的配比T/C₉A成为影响各反应产物含量的重要因素。Tol/C₉A的比值直接影响产物中C₈A/Ben(碳八芳烃/苯)的比例。Tol/C₉A比值越大，则C₈A/B比值越小。反之，Tol/C₉A比值越小，则C₈A/Ben比值越大。

从理论上讲，若只用甲苯作原料，将只发生甲苯的歧化反应，而产物中Ben与C₈A的比例为1∶1(摩尔/摩尔)。当原料中加入C₉A后，将使C₈A增产，特别是Tol/C₉A＝1∶1(摩尔/摩尔)时，可得到最大量的C₈A。

在第二反应区，由于原料为甲苯和组成更为复杂的C₁₀ ⁺烃，所以，反应体系也将是更为复杂的体系，并随着进料组成的变化而变化。根据一系列的试验结果，当甲苯量大于C₁₀ ⁺烃量时，可以认为其主反应是甲苯歧化和甲苯与C₁₀ ⁺烃的烷基转移反应，主要生成苯、C₈A、C₉A：

当Tol/C₁₀ ⁺大于1时，甲苯歧化和甲苯与重芳烃之间的烷基转移反应都是主反应；当原料中甲苯/C₁₀ ⁺小于1时，重芳烃加氢脱烷基是主反应。在实际工业生产当中，可以通过调节进入该反应区甲苯的分流量进行控制。

从以上第一和第二反应区的主反应中可明显看出：通过将一部分甲苯分流至第二反应区，对第一反应区来说将减小反应器进料中Tol/C₉A的比值，降低甲苯歧化作用，增强甲苯和C₉A之间的烷基转移作用，其作用结果是减小了苯的生成量，而提高C₈A的生成量，即提高C₈A的收率。同时，由于甲苯量的减小，C₉A的歧化反应也将得到加强，而C₉A歧化的结果是生成目的产物C₈A和第二反应区的原料之一C₁₀A，而这部分C₁₀A将通过逐级分馏后返回至第二反应区。在第二反应区，被分流的甲苯和C₁₀ ⁺烃之间主要发生烷基转移作用，生成C₈A和第一反应区的原料之一C₉A。这部分C₉A经过分馏后循环至第一反应区后，进一步降低第一反应区的Tol/C₉A比值，从而也进一步提高C₈A的产量。由此我们可以看出，甲苯物料的分流将有助于增产C₈A，并且，第一反应区C₉A歧化生成的C₁₀A和第二反应区烷基转移后生成的C₉A互为对方的原料。同时，值得强调的是，第二反应区中的一些高级重芳烃，如C₁₁ ⁺烃等的轻质化与传统的加氢脱烷基催化技术，如USP4172813等不同，第二反应区的轻质化是通过重质芳烃上的烷基有效地转移到轻质芳烃上，从而生成C₈A或C₉A来实现的，其结果一个很明显的体现是轻烃的生成量会大大减少，并生成大量的C₈A和C₉A，实验室数据也完全证实了这一点。

综观整个联合工艺，可以发现，由于本专利工艺在处理甲苯和碳九芳烃的反应过程中，以及甲苯和重芳烃的反应当中，分别使用了不同的催化剂，从而使得可以对C₉A和C₁₀ ⁺烃按照相应的主反应分别处理；除此之外，一个显著的特点是C₁₀ ⁺重芳烃都用作了本发明工艺的原料，整个芳烃联合装置不再采出重芳烃。芳烃联合装置的C₁₀ ⁺重芳烃被用作反应原料以后，增加了原料的平均分子量，这将无疑有利于C₈A的生成，使产物中的C₈A/Ben的比例提高。实验结果也表明通过采取本发明的工艺，通过两种不同性能的催化剂后，总的C₈A的产率有较大幅度的提高。

本发明的工艺是一个二十一世纪追求的清洁工艺。

下面通过实施例进行进一步的阐述。【实施例1～4】

在含铋大孔沸石催化剂存在的条件下，临氢条件下，在固定床反应器中进行甲苯与富含C₉A原料的歧化与烷基转移反应性能考察。反应器内径φ25毫米，长度1000毫米，不锈钢材质。催化剂床层上下均匀填充φ3毫米玻璃珠起气流分布和支撑作用，反应器内充填20克含铋大孔沸石催化剂，芳烃原料与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，发生甲苯与碳九芳烃的歧化及烷基转移反应，生成苯和C₈A。

表1.甲苯与C₉A歧化及烷基转移反应结果

实施例		1	2	3	4
						催化剂活性主体温度，℃压力，MPa空速，小时-1氢烃比，摩尔/摩尔进料Tol∶C9A，重量/重量		A3402.51.06.060∶40	B3803.01.53.055∶45	A4303.54.59.050∶50	B4054.03.010.040∶60
反应原料组成重量％	NABenTolC8AC9AINDC10 +烃∑	0.030.0257.160.5638.160.523.55100.00	0.020.0253.320.5042.900.612.63100.00	0.020.0247.470.6047.261.063.57100.00	0.020.0137.820.4256.001.813.92100.00
						反应产物组成重量％	NABenTolC8AC9AINDC10 +烃∑	2.3211.4136.1033.9613.060.043.11100.00	2.5410.4235.1134.2714.330.053.28100.00	2.779.4334.1234.5815.200.043.86100.00	2.408.1732.8634.3017.610.054.61100.00

注：A代表含铋丝光沸石，B代表含铋β沸石。【实施例5～7】

在含钼大孔沸石催化剂存在下，临氢条件下，于固定床反应器中进行甲苯与富含C₁₀ ⁺烃的烷基转移反应性能考察。反应器内径φ25毫米，长度1000毫米，不锈钢材质。催化剂床层上下均匀填充φ3毫米玻璃珠起气流分布和组成支撑作用，反应器内充填20克含钼大孔沸石催化剂，芳烃原料与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，发生烷基转移反应。

从实施例中可以看出，甲苯与C₁₀ ⁺烃反应生成了苯、C₈A和C₉A。

表2.甲苯和C₁₀ ⁺烃之间的烷基转移反应

实施例		5	6	7
					催化剂活性主体*温度，℃压力，MPa空速，小时-1氢烃比，摩尔/摩尔进料To/∶C10A，重量/重量		A3402.00.8290∶10	B4003.03.0670∶30	B4504.05.0850∶50
反应原料组成，重量％	NABenTolC8AC9AINDC10 +烃∑	0.010.3088.880.350.460.029.98100.00	0.000.2667.370.470.250.2231.43100.00	0.000.1949.500.361.010.4748.47100.00
					反应产物组成，重量％	NABenTolC8AC9AINDC10 +烃∑	2.5013.6160.4414.216.870.022.35100.00	3.278.2150.7020.748.840.038.21100.00	6.638.2439.5020.1510.430.0515.00100.00

注：A代表含钼丝光沸石，B代表含钼β沸石。【对比例1】

以实施例1的数据为基准，进行典型的甲苯与碳九芳烃之间的歧化和烷基转移反应，并且反应器进料当中，甲苯和碳九的比例为60∶40。此时，当进入反应器的进料流率为100W/T(单位重量/单位时间)时，反应掉的各反应组分的量(即界外来的新鲜原料量)：

ΔTol＝57.16-36.10＝21.06(W/T)

ΔC₉A＝38.16-13.06＝25.10(W/T)

ΔTol/ΔC₉A＝1/1.2，与典型的芳烃联合装置进入甲苯歧化装置单元的界外来的甲苯和C₉A的比例一致。

生成的各产物的量：

    ΔBen＝11.41-0.02＝11.39(W/T)

    ΔC₈A＝33.96-0.56＝33.40(W/T)

即进行典型的甲苯歧化与烷基转移时，若甲苯和C₉A的新鲜进料流率分别为21.06W/T和25.10W/T，则经过完全反应后，生成的苯的采出流率为11.39W/T，碳八的采出流率为33.40W/T。【对比例2】

以对比例1相同的甲苯与C₉A新鲜进料量，即甲苯和C₉A的新鲜进料流率分别为21.06W/T和25.10W/T，考察本专利的苯和C₈A生成量。

界外来的一部分甲苯、全部的C₉A和第二反应区生成的C₉A在第一反应区进行甲苯歧化与烷基转移反应；界外来的另一部分甲苯和第一反应区生成的C₁₀ ⁺烃以及C₈ ⁺A原料中的C₁₀ ⁺烃在第二反应区进行甲苯和重芳烃之间的烷基转移反应。第一反应区的进料组成与实施例2相同，即进料中甲苯和碳九的重量比例约为55∶45；第二反应区的进料组成与实施例6相同，即进料中甲苯和C₁₀ ⁺烃的重量比例约为70∶30。第一反应区和第二反应区的新鲜甲苯进料之和等于21.06W/T；第一反应区的C₉A进料流率等于新鲜C₉A进料与第二反应区的C₉A采出之和。计算机模拟计算的结果见表3。

表3.本专利工艺物料衡算(单位：W/T)

组分		第一反应区	第二反应区	专利工艺
					反应掉的原料	Tol	17.25	3.81	21.06
C9A*	27.06*	/	27.06
				C10 +烃		/	5.35	5.35
生成的产物	Ben	9.85	1.82						11.67
				C8A	31.99	4.63	36.62
	C9A	/	1.96					1.96
				C10 +烃	0.62	/	/

注：进入第一反应区的C₉A为27.06W/T，与来自界外的25.10W/T相比多出的1.96W/T重是

    来自第二反应区，即经甲苯和C₁₀ ⁺烃烷基转移后生成的C₉A。

由上述可见，该专利解决了以往文献中存在芳烃联合装置中重芳烃利用率不高、碳八芳烃的收率受到限制、轻烃的生成量不能有效降低、操作的灵活性不大或原料选择要求苛刻的问题。该方法具有原料适应范围较宽、轻烃生成量低、重芳烃能全部利用和可得到更多的C₈A的特点。由对比例1和对比例2可见，反应掉相同的甲苯和C₉A，本专利工艺生成苯11.67W/T，碳八芳烃36.62W/T，相对于传统甲苯歧化与烷基转移工艺分别增产2.5％和9.6％。

Claims (10)

1.一种甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，依次包括以下步骤：

a).含C₈A、C₉A、IND、C₁₀ ⁺烃的芳烃原料，先在由二甲苯塔I组成的第一分离区进行分离，在塔顶分离出C₈A物流，塔底侧线采出富含C₉A物流，该物流可以含或不含IND，塔釜排出剩下的C₁₀ ⁺烃，其中C₈A为碳八芳烃，C₉A为碳九芳烃，IND为茚满，C₁₀ ⁺烃为碳十及其以上烃；

b).第一分离区二甲苯塔I塔釜侧线采出的富含C₉A物流与甲苯混合后进入第一反应区，在临氢条件下进行甲苯歧化与烷基转移反应，其中所用的催化剂为含铋大孔沸石；二甲苯塔I塔釜料与甲苯混合后进入第二反应区，在临氢条件下进行烷基转移和重质芳烃轻质化反应，其中所用的催化剂为含钼大孔沸石；

c).第一反应区芳烃产物和第二反应区芳烃产物混合后进入由苯塔、甲苯塔、二甲苯塔II组成的第二分离区依次分离出富含苯、甲苯、C₈A、C₉A和C₁₀ ⁺烃物流，其中分离出的苯和C₈A排出界外，分离出的甲苯作为反应原料直接循环，二甲苯塔II塔底侧线采出得到的富含C₉A物流循环至第一反应区作为原料进料，塔釜排出的C₁₀ ⁺烃进入第二反应区作为原料进料。

2.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第一分离区也可以有二甲苯塔和重芳烃塔两个塔组成。

3.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第一、第二反应区的反应产物汇合一起后依次进入高分罐、汽提塔后，再进入第二分离区。

4.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第二反应区设置成单反应器工艺流程或双反应器切换工艺流程。

5.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于C₁₀ ⁺烃的总量就典型的芳烃联合装置而言在重整装置芳烃生成油中只占5-8％，第二反应区装置规模较小，可以设置单反应器也可以设置成双反应器切换流程。

6.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第一分离区也可以设计成二甲苯塔I和重芳烃塔二塔系统，其二甲苯塔的塔釜料进入重芳烃塔，重芳烃塔塔顶分离出富含C₉A的第一反应区的原料，塔釜则采出富含C₁₀ ⁺烃的第二反应区的原料。第二分离区的二甲苯塔II的塔釜侧线不采出，其塔釜料进入第一分离区的重芳烃塔。

7.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第一反应区的反应压力为1.0～5.0MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为1～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时^-1。

8.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第一反应区的进料组成含量以重量百分比计为甲苯10～90％，C₉A10～90％，IND 0～5％，C₁₀A 0～5％，其中C₁₀A为碳十芳烃。

9.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第二反应区的反应压力为1～5MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为1～10摩尔/摩尔，重量空速为0.5～8.0小时^-1。

10.根据权利要求1所述甲苯歧化与重芳烃烷基转移方法，其特征在于第二反应区的进料组成，以重量百分比计，甲苯/C₁₀ ⁺烃为0/100～95/5。

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