CN1141277C - 用于生产对二甲苯的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及用于生产对二甲苯的方法，主要解决以往技术中存在的生产对二甲苯时副产大量苯、原料中碳十及其以上重芳烃含量低等问题，提供一种全新的生产对二甲苯的方法。本发明通过采用苯和碳九及其以上芳烃先进行烷基转移反应生产甲苯和碳八芳烃，甲苯进行选择性歧化、碳八芳烃经分子筛吸附分离和异构化生产对二甲苯的技术方案，较好地解决了该问题，可用于工业生产中。
Description
本发明涉及用于生产对二甲苯的方法。具体地说，是先通过苯(Ben)和碳九及其以上芳烃(C9 +A)的烷基转移反应生成大量的甲苯(Tol)和碳八芳烃(C8A)，然后再通过甲苯的选择性歧化和分子筛吸附分离及C8A异构化技术，生产对二甲苯的方法。
对二甲苯是石化工业主要的基本有机原料之一，在化纤、合成树脂、农药、医药、塑料等众多化工生产领域有着广泛的用途。典型的对二甲苯(pX)生产方法是从石脑油催化重整生成的热力学平衡的含乙苯的二甲苯即碳八芳烃中通过多级深冷结晶分离或分子筛模拟移动床吸附分离(简称吸附分离)技术，将对二甲苯从沸点与之相近的异构体混合物中分离出来。而对于邻位和间位的二甲苯的处理，往往采取C8A异构化(简称异构化)技术，使之异构化为对二甲苯。为了增产对二甲苯，利用甲苯歧化或甲苯与碳九及其以上芳烃(C9 +A)歧化与烷基转移反应生成苯和C8A，从而增产C8A是有效的增产对二甲苯的工艺路线。
迄今为止，世界上比较典型的、也比较成熟的与甲苯歧化相关的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及近年来推出的S-TDT工艺和TransPlus工艺。甲苯选择性歧化是生产对二甲苯的一个新途径。由于甲苯在经改性的ZSM-5催化剂上进行选择性歧化生成苯和高对二甲苯浓度的C8A，因此只需经简单的一步冷冻分离就能分离出大部分的高纯度的对二甲苯。近年来，随着催化剂性能的不断提高，该工艺取得了长足的进展。其典型工艺有八十年代后期已工业化的MSTDP甲苯选择性歧化工艺和近年来推出的pX-Plus工艺。
已工业化的甲苯选择性歧化工艺—MSTDP，以经过处理的ZSM-5型中孔分子筛为催化剂处理甲苯原料，可得到高对二甲苯浓度(85～90％，重量百分比，除注明外以下相同)的C8A和硝化级的苯。尚未见工业应用报道的PX-plus工艺，其主要工艺指标为甲苯转化率30％条件下，二甲苯中pX的选择性达到90％，苯与pX的摩尔比为1.37。
然而，在这类甲苯选择性歧化的工艺中，在具有高对位选择性的同时伴随着对原料选择的苛刻性。此类工艺只能以甲苯为原料，而C9 +A在此工艺中是没有用途的，至少不能被直接利用。除此以外，该工艺还副产大量的苯，造成对二甲苯收率偏低，这是选择性歧化工艺致命的缺点。
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，C10 +烃(碳十及其以上烃)的含量必须严格控制。为了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，如提高重量空速、延长催化剂操作周期和增加芳烃反应原料的平均分子量。平均分子量的提高有利于增加C8A，但当重芳烃含量过高时，为了维持一定的转化率，即维持催化剂活性，必然导致副反应尤其是加氢脱烷基反应的加剧，从而使反应产物中苯产品偏多，造成产物C8A/Ben偏低，芳烃损失较大，处理同等原料，得到的C8A偏少、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整个芳烃联合装置。这些不足之处，已经限制了此类工艺的发展。
以Tatoray工艺为基础的文献有USP4341914、中国专利98110859.8、USP2795629、USP3551510、中国专利97106719.8等。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为邻二甲苯塔，8为C8 +A原料，9为新鲜甲苯，12和13为C8A，14为富含C9A物流，15为碳十一及其以上烃(C11 +烃)，16为循环甲苯，17为苯，19为邻二甲苯，20为含或不含邻二甲苯的C9 +A。该工艺克服了上述专利的诸多弊端，具有允许原料中高茚满含量、高C10 +烃含量等优点，但仍然副产大量苯。
总结以上各工艺不难看出：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，却总未突破原有Tatoray工艺思路的限制。其共同的缺点是：利用甲苯或甲苯和碳九以上芳烃生产碳八芳烃来增产对二甲苯，不可避免地要副产苯，并且，不能有效地利用重芳烃。
本发明的目的主要是为了解决以往技术中存在的生产对二甲苯时副产大量苯、原料中碳十及其以上重芳烃含量低等问题，提供一种全新的更经济的用于生产对二甲苯的方法。该方法以苯、甲苯和C8 +A为原料来生产对二甲苯。通过设置甲苯选择性歧化工艺(简称SSTDP)单元，并将原先的甲苯歧化单元改造为芳烃烷基转移工艺(简称SATP)单元，大幅度地降低生产成本，并由于苯也作为了生产对二甲苯的原料，对于典型的芳烃联合装置，在重整原料规模不变的情况下，充分利用已有装置设备及技术，就可以显著地增产对二甲苯。
本发明的目的是通过以下的技术方案来实现的：一种用于生产对二甲苯的方法，包括以下步骤：
a).来自重整单元的富含芳烃的脱戊烷油经过脱庚烷塔、二甲苯塔II、抽提分馏单元后，分离出苯、甲苯、碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃，其中脱戊烷油是指碳六及其以上芳烃和非芳烃组分；
b).抽提分馏单元分离出的甲苯进入含铂ZSM-5分子筛催化剂的甲苯选择性歧化工艺单元，在临氢条件下进行甲苯选择性歧化反应，反应后生成对二甲苯和苯，其中对二甲苯经结晶分离后得到的高纯度对二甲苯产品排出界外；
c).抽提分馏单元分离出的苯、二甲苯塔II分离出的碳九及其以上芳烃和来自甲苯选择性歧化单元的部分或全部苯进入以含铋大孔沸石催化剂的芳烃烷基转移工艺单元，在临氢条件下进行芳烃的烷基转移反应，生成甲苯和碳八芳烃，生成的甲苯进入甲苯选择性歧化工艺单元，碳八芳烃进分子筛吸附分离及碳八芳烃异构化单元，生产对二甲苯。
在上述技术方案中，二甲苯塔II塔顶采出碳八芳烃物流，塔底侧线采出富含碳九和碳十芳烃物流，塔釜采出或不采出碳十一及其以上烃；甲苯选择性歧化工艺单元反应区的反应压力为1～4MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1；甲苯选择性歧化工艺单元的原料为富含甲苯物流；芳烃烷基转移工艺单元反应区的反应压力为1～5MPa，反应温度为250～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1；芳烃烷基转移工艺单元的反应器进料中，以重量百分比计，含茚满0～5％，碳十及其以上烃为0～20％。
上述方案中所述的二甲苯塔II塔釜采出量是控制SATP工艺单元原料平均分子量的一个手段。正常操作中，塔釜不采出C11 +烃，以增产更多的pX；只有当催化剂处于操作周期的末期并在难以与工厂检修周期同步的情况下，可以通过采出部分C11 +烃，以降低SATP工艺单元的原料平均分子量，从而降低反应的苛刻度，使SATP单元的操作不影响工厂的检修计划。
SSTDP甲苯选择性歧化单元反应区的反应压力为1～4MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1，原料甲苯中，以重量百分比计，甲苯含量为90～100％
SATP单元反应区的反应压力为1～5MPa，反应温度为250～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1。SATP单元的反应器进料中，以重量百分比计，含茚满0～5％，碳十及其以上烃为0～20％。
本发明的工艺专利中，在SATP单元，由于使用含铋的大孔沸石催化剂，在临氢条件下，催化剂具有将苯和碳九以上芳烃烷基转移为甲苯和C8A的功能。SATP生成的甲苯进入甲苯选择性歧化单元后，在含铂ZSM-5催化剂的作用下，发生甲苯选择性歧化反应，生成苯和高浓度的pX。生成的苯作为SATP单元的原料，生成的高浓度的pX经简单的一步或两步结晶分离后回收得到大部分的高纯度的pX产品，并被采出界外。分离出pX后的C8 +A进入整个芳烃装置的二甲苯塔II或直接进入吸附分离异构化单元。由于该C8 +A物流中的pX浓度仍然大大高于热力学平衡值，提高了二甲苯塔II塔顶采出的C8A中的pX的浓度，从而有效地提高了pX吸附装置的pX的回收率，降低了分离成本。SATP生成的C8A则进入吸附分离及异构化单元生产pX。
可以看出，这样的工艺路线，使碳六以上的芳烃均转变成了高附加值的对二甲苯，在增设一套SSTDP装置并将原先的甲苯歧化装置改造成SATP装置后，充分完善了各装置之间的功能，有效地增产了pX，并降低了装置的操作成本。因此本发明的专利工艺能最大限度并经济地生产对二甲苯。
图3为本发明用于生产对二甲苯的选择性歧化和烷基转移工艺流程。
图中I为脱庚烷塔，II为二甲苯塔II，III为吸附分离异构化单元，IV为SSTDP单元，V为SATP单元，VI为抽提分馏单元。重整单元脱戊烷塔塔釜采出的脱戊烷油(碳六及其以上烃)4进脱庚烷塔，塔顶采出富含苯和甲苯的物流5，并进抽提分馏单元。从脱庚烷塔塔底采出的富含C8 +A物流6进二甲苯塔II，塔顶采出的C8A物流7进吸附分离异构化单元，塔底侧线采出富含C9A物流8，进SATP单元，塔釜C11 +烃9被采出或不采出。进入吸附分离异构化单元的C8A经加工后，非芳烃(NA)10和对二甲苯产品11被直接采出界外，含C9A的物流12和甲苯物流13分别进二甲苯塔II和SSTDP单元。甲苯物流14与甲苯物流19进SSTDP单元后，在临氢条件下进行甲苯选择性歧化反应，反应生成的非芳烃15和分离得到的对二甲苯16被采出界外，分离pX后的C8 +A物流22进入二甲苯塔II或直接进入吸附分离异构化单元。SSTDP生成的苯物流17和来自抽提分馏单元的苯物流18，以及来自二甲苯塔II塔底侧线的富含碳九、碳十芳烃物流8进SATP单元，在临氢条件下进行烷基转移反应后，反应生成的甲苯19进SSTDP单元，生成的C8A物流20进吸附分离异构化单元，非芳烃21采出界外。23为抽提分馏单元采出的非芳烃。
本发明的工艺中所涉及到的主要反应包括：
(I).SSTDP单元：
(II).SATP单元：
在本发明的工艺中，SATP单元的烷基转移反应与传统的烷基转移概念不同，它以苯和碳九及其以上的芳烃(C9 +A)为原料，反应生成甲苯和C8A，经过简单的分馏，得到的甲苯即可作为SSTDP单元的原料，而得到的C8A进入吸附分离异构化单元，未反应的苯和C9 +A循环。来自SATP单元的甲苯和抽提分馏单元的甲苯进入SSTDP单元进行甲苯选择性歧化反应，生成苯和高对二甲苯浓度的二甲苯。SSTDP生成的苯进入SATP单元，生成的高pX浓度的二甲苯经简单的结晶分离回收大部分的pX后，残液进入整个芳烃装置的二甲苯塔II或直接进吸附分离异构化单元，残液中的C9 +A最终也进入了SATP单元。由于苯和重芳烃也作为了生产对二甲苯的原料，从而在重整规模不变的情况下，就可大幅度地提高对二甲苯的生产能力。
本发明的工艺专利，由于存在一套SSTDP工艺单元，该单元具有独立生产pX的能力，因此，工厂可以通过外购甲苯来增产pX并联产大量的优质硝化级苯。在满足SATP单元的苯需求后也可以联产优质苯。因此，本专利不仅具有独特的pX扩能潜力，而且在装置产品多样化上有较大的灵活性。
以下通过实施例对本发明作进一步的阐述。【实施例1～7】
临氢条件下，在固定床反应器中进行苯与C9 +A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。催化剂床层上下均充填φ3毫米玻璃珠起气流分布和支撑作用，反应器内充填20克含铋的大孔沸石催化剂。芳烃原料与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，进行苯和C9 +A的烷基转移反应，生成甲苯和C8A。
原料中苯和C9 +A来源于石油化工芳烃联合装置，H2为电解氢，经脱水干燥处理，反应结果列于表1中。
表1.苯与碳九芳烃烷基转移反应原料及产物组成分析(1～7)
| 实施例 | 1 | 2 | 3 | 4 | 5 | 6 | 7 | |
| 催化剂活性主体*反应温度，℃反应压力，MPa重量空速，小时-1氢烃分子比，摩尔/摩尔 | A3251.50.83 | B3651.51.32 | B44044.58.5 | A4604610 | A4102.53.55 | B420336 | B380326 | |
| 反应原料组成重量％ | NABenTolC8AC9AINDC10 +烃∑ | 0.0173.980.010.2619.130.616.00100.00 | 0.0173.980.010.2619.130.616.00100.00 | 0.1064.000.190.2922.013.499.92100.00 | 0.1064.000.190.2922.013.499.92100.00 | 0.0150.910.010.2634.221.5613.03100.00 | 0.0150.910.010.2634.221.5613.03100.00 | 0.0166.620.010.2623.380.309.43100.00 |
| 反应产物组成重量％ | NABenTolC8AC9AC10 +烃∑ | 2.5149.5725.7213.115.863.23100.00 | 3.0150.3125.3312.675.063.62100.00 | 4.0140.4827.9114.966.216.43100.00 | 5.2140.9625.3114.428.036.07100.00 | 6.0930.5229.0517.439.577.34100.00 | 5.629.5330.9118.558.397.02100.00 | 2.9439.3030.0116.215.765.78100.00 |
注：A代表含铋丝光沸石；B代表含铋β沸石。从实施例1～7可以看出：原料中苯和C9 +A经反应后生成了甲苯和C8A。【实施例8】
临氢条件下，在固定床反应器上进行甲苯选择性歧化反应。反应器内径φ25毫米，长度1000毫米，不锈钢材质。催化剂床层上下均充填φ3毫米玻璃珠起气流分布和支撑作用，反应器内充填20克含铂ZSM-5分子筛催化剂。甲苯与氢气混合后自上而下通过催化剂床层，进行甲苯选择性歧化反应，生成苯和高对二甲苯浓度的C8A。
原料甲苯来源于石油化工芳烃联合装置，H2为电解氢，经脱水干燥处理，反应温度为420℃，反应压力为1.5MPa，空速为4.0小时-1，氢烃比为3.0摩尔/摩尔。结果如表2所示。
表2.甲苯选择性歧化反应结果
| 组分 | NA | Ben | Tol | pX | C8A* | C9 +A | ∑ |
| 组成，重量％ | 1.74 | 14.05 | 69.95 | 11.62 | 2.02 | 0.62 | 100.00 |
注：C8A*是指除pX外的其他碳八芳烃。
pX在二甲苯中的含量为89％，与MSTDP工艺工业应用报道数据基本一致。【对比例1】
以典型的芳烃联合装置中重整装置脱戊烷油C6A～C10 +烃物流的流率为基础数据(见表3)，考察本专利生产pX的能力。
表3.重整脱戊烷油芳烃组成及流率
| 组成 | Ben | Tol | C8A | C9A | C10 +烃 | ∑ |
| 相对量*，W/T | 44.4 | 100.0 | 132.6 | 115.9 | 24.9 | 417.8 |
注：以Tol流率为100W/T为基准。W/T是指单位重量/单位时间。
按照前述的本专利工艺流程和表3中的芳烃组成和流率(新鲜进料)以及实施例8甲苯选择性歧化反应结果进行计算机模拟计算，SSTDP和SATP单元的物料进料和采出数据列于表4。
本专利工艺中，当新鲜进料量(重整脱戊烷油中的芳烃)为417.8W/T时(见表3)，SSTDP对二甲苯的采出量为117.4W/T，进入吸附分离异构化单元的C8A总量为：
132.6+20.4+109.9＝262.9(W/T)
经计算，整个装置总的新鲜进料芳烃(即反应掉的芳烃量)与总的采出芳烃的摩尔比率为1.13，SATP单元新鲜进料的芳烃与采出芳烃的摩尔比率为1.10，反应中没有芳构化过程，计算机对本专利工艺流程中各单元物料的进出情况模拟是合理的。
262.9(W/T)的C8A进入吸附分离异构化单元后生成的各产物的量见表5。
表4.本专利工艺物料平衡数据
| 组分 | 重整脱戊烷油 | SSTDP单元 | SATP单元 | |
| 新鲜进料，W/T | NA | / | / | / |
| Ben | 44.4 | / | 186.3 | |
| Tol | 100.0 | 303.5 | / | |
| C9A* | 115.9 | / | 122.2 | |
| C10 +A | 24.9 | / | 24.9 | |
| ∑ | 285.2 | 303.5 | 333.4 | |
| 产物采出，W/T | NA | / | 17.6 | 20.0 |
| Ben | / | 141.9 | ||
| Tol | / | / | 203.5 | |
| pX | 132.6 | 117.4 | 109.9 | |
| C8A* | 20.4 | |||
| C9A | / | 6.3 | / | |
| C10 +A | / | / | / | |
| ∑ | 132.6 | 303.6 | 333.4 | |
注：少量茚满已归入C9A中，C8A*是指除了pX外的其他C8A。
表5.C8A转化成的各产物量*(单位：W/T)
| 组分 | NA | pX | Tol | C9 +A | 合计 |
| 产量 | 23.7 | 226.1 | 2.6 | 10.5 | 262.9 |
注：C8A经吸附分离及异构化最终采出pX时，以重量百分比计，pX的得率为86％，
非芳烃(NA)的得率为9％，甲苯的得率为1％和C9 +A的得率为4％；以下相同。
因此，反应掉表3中的各芳烃原料，本专利可生成pX：
226.1+117.4＝343.5(W/T)
并还有2.6W/T的甲苯和10.5W/T的C9 +A可以用于生产pX(见表5)。
在此基础上，进行了一系列实验室试验工作，得到的实施例7中的实验数据与SATP单元的新鲜进料与产物采出的模拟数据吻合。
综上所述，反应掉表3所列的芳烃原料，本发明的工艺可以生产pX为343.5W/T。【对比例2】
仍以表3中典型的芳烃联合装置重整脱戊烷油C6A～C10 +A物流的流率为基础数据，考察传统的含甲苯歧化和烷基转移(简称甲苯歧化)工艺单元的芳烃联合装置生产pX的能力。具体的物料数据见下表6。
表6.采用甲苯歧化工艺的芳烃联合装置生产pX的量(单位：W/T)
| 组分 | 新鲜进料 | 加工方式 | 加工方式I产物采出 | 加工方式II产物采出 | 加工方式III产物采出* | 联合装置产物采出 |
| NA | / | / | / | 11.9 | 23.6 | 35.5 |
| Ben | 44.4 | 采出界外 (I) | 44.4 | / | 45.8 | 90.2 |
| PX | / | / | / | 114.0 | 130.1 | 244.1 |
| C8A | 132.6 | 去吸附分离及异构化(II) | / | / | / | / |
| Tol | 100.0 | 进行典型甲苯歧化反应(III) | / | 1.3 | 1.5 | 2.8 |
| C9A | 115.9 | / | 5.3 | 6.0 | 11.3 | |
| C10 +A | 24.9 | 采出界外 (I) | 24.9 | / | 8.9 | 33.8 |
| ∑ | 417.8 | / | 69.3 | 132.5 | 215.9 | 417.7 |
注：*甲苯歧化与烷基转移生成的C8A已按加工方式II计算成pX及其它芳烃；
上表中“新鲜进料”表示来自上游重整脱戊烷油中各芳烃组分流率；“加工方式”表示各组分的处理方式；“联合装置产物采出”表示新鲜进料经处理后得到的最终产品量。其中，加工方式II的计算方法与表5一致，加工方式III即进行传统的甲苯歧化与烷基转移工艺时，非芳的收率为4.62％，苯的收率为21.21％，碳八芳烃的收率为70.05％，碳十的收率为4.12％。
生成的2.8W/T的甲苯和11.3W/T的碳九最多可转化为8.5W/T的对二甲苯，即经过典型的甲苯歧化与烷基转移工艺对二甲苯的最大产率为：
244.1+8.5＝252.6W/T。
由上述可见，本发明的专利克服了以往技术中存在的生产对二甲苯时副产大量苯、原料中碳十及其以上重芳烃含量低等问题，提供一种全新的更经济的用于生产对二甲苯的方法。并且，由于苯也作为了生产对二甲苯的原料，对于典型的芳烃联合装置，在重整原料规模不变的情况下，充分利用已有装置设备及技术，就可以显著地增产对二甲苯。由对比例1和2可见，本专利工艺与典型的甲苯歧化与烷基转移工艺相比，对二甲苯可增产36％。
Claims (5)
1、一种用于生产对二甲苯的方法，包括以下步骤：
a).来自重整单元的富含芳烃的脱戊烷油经过脱庚烷塔、二甲苯塔II、抽提分馏单元后，分离出苯、甲苯、碳八芳烃、碳九及其以上芳烃和非芳烃，其中脱戊烷油是指碳六及其以上芳烃和非芳烃组分；
b).抽提分馏单元分离出的甲苯进入含铂ZSM-5分子筛催化剂的甲苯选择性歧化工艺单元，在临氢条件下进行甲苯选择性歧化反应，反应后生成对二甲苯和苯，其中对二甲苯经结晶分离后得到的高纯度对二甲苯产品排出界外；
c).抽提分馏单元分离出的苯、二甲苯塔II分离出的碳九及其以上芳烃和来自甲苯选择性歧化单元的部分或全部苯进入以含铋大孔沸石催化剂的芳烃烷基转移工艺单元，在临氢条件下进行芳烃的烷基转移反应，生成甲苯和碳八芳烃，生成的甲苯进入甲苯选择性歧化工艺单元，碳八芳烃进分子筛吸附分离及碳八芳烃异构化单元，生产对二甲苯。
2、根据权利要求1所述用于生产对二甲苯的方法，其特征在于二甲苯塔II塔顶采出碳八芳烃物流，塔底侧线采出富含碳九和碳十芳烃物流，塔釜采出或不采出碳十一及其以上烃。
3、根据权利要求1所述用于生产对二甲苯的方法，其特征在于甲苯选择性歧化工艺单元反应区的反应压力为1～4MPa，反应温度为300～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1。
4、根据权利要求1所述用于生产对二甲苯的方法，其特征在于甲苯选择性歧化工艺单元的原料为富含甲苯物流。
5、根据权利要求1所述用于生产对二甲苯的方法，其特征在于芳烃烷基转移工艺单元反应区的反应压力为1～5MPa，反应温度为250～480℃，氢烃比为0.5～10摩尔/摩尔，重量空速为0.8～8小时-1。
Priority Applications (1)
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