CN103732725B - 单环芳香族烃的制造方法及单环芳香族烃的制造设备 - Google Patents

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Abstract

本发明是通过使10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油与芳香族制造催化剂接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造方法，其具备下述工序：将上述原料油导入收容了上述芳香族制造催化剂的裂化重整反应装置（10）的工序；在上述裂化重整反应装置（10）内使上述原料油与上述芳香族制造催化剂接触的工序；在将上述原料油导入上述裂化重整反应装置（10）内之前预先对上述原料油进行加热而形成气液混合流的加热工序；将上述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离工序；以及将上述气体馏分和上述液体馏分分别导入到上述裂化重整反应装置（10）内相互不同的位置的导入工序。

Description

单环芳香族烃的制造方法及单环芳香族烃的制造设备
技术领域
本发明涉及单环芳香族烃的制造方法及单环芳香族烃的制造设备，特别涉及通过使用了流化床的裂化重整来制造单环芳香族烃的方法(以下称为“裂化重整反应”)。
本申请基于2011年5月24日在日本申请的日本特愿2011-115642号主张优先权，并在此援引其内容。
背景技术
众所周知如下的方法：通过使用了芳香族制造催化剂的催化芳香族制造反应，从由流化催化裂化(以下记为FCC)装置得到的含有大量多环芳香族的裂化轻油(轻循环油；以下记为LCO)、由原油蒸馏装置得到的轻质石脑油、重质石脑油等原料油，制造BTX(苯、甲苯、二甲苯等)等单环芳香族烃。
通常，作为使用了芳香族制造催化剂的芳香族烃的制造方式，采用基于固定床的方式、基于移动床的方式或者基于流化床的方式。在专利文献1中，公开了采用了基于流化床的方式的单环芳香族烃的制造方法。在采用该流化床方式的裂化重整反应装置中，能够将芳香族制造催化剂与原料维持在接近完全混合的状态，易于均匀地保持反应温度。另外，通过从裂化重整反应器适当地抽出原料重质化时焦炭发生了劣化的芳香族制造催化剂、使附着的焦炭燃烧，从而能够顺畅地对芳香族制造催化剂进行加热。
现有技术文献
专利文献
专利文献1：国际公开第2010/109899号小册子
发明内容
发明所要解决的问题
然而，在上述现有技术中，原料油的加热是通过在导入反应器时与保持来自裂化重整反应器的大量热的由蒸馏塔供给的生成油之间进行热交换来进行的。此时，对于现有技术的原料油性状而言，沸点高，即使加热也不会怎么发生气化，以液相状态被导入反应器(特别是提升管反应器)而在提升管内被气化，从而供于流化床催化剂和催化反应。但是，本申请发明中所使用的原料油的LCO的沸点低，在与上述的反应产物进行热交换时，原料油很大程度地发生气化而成为气液混相状态。
如果将处于上述那样的气液混相状态的原料油导入提升管，则存在当导入该原料时会产生振动这样的问题。更详细而言，这是因为，在气液混合流中，气体馏分和液体馏分由于各自的粘性的不同等而导致各自的流道阻力相互不同，因此例如在经由进料管将原料油导入提升管时，由于各自的流道阻力不同，在导入部附近，流道阻力会反复变化，结果管发生振动。
作为上述问题的对策，也可以考虑降低与生成油的热交换的负荷、不太使原料油的温度上升，但作为其结果，其产物所持有的热量的回收变得不充分，在工艺的热收支方面失去平衡。另外，当通过加热装置(加热炉、热交换器等)预先对原料油进行加热而使其完全气化时，在加热炉中原料油会通达露点，由此渣滓会积存在炉表面等，从而结果有可能导致温度过度上升、引起焦化、腐蚀的问题并发。
鉴于上述问题，本发明提供能够抑制在导入原料时产生振动及工艺上的缺陷的单环芳香族烃的制造方法以及单环芳香族烃的制造设备。
用于解决问题的手段
为了解决上述问题，本发明是通过使10容量％馏出温度为140℃以上且90容量％馏出温度为380℃以下的原料油与芳香族制造催化剂接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造方法，其具备下述工序：
将上述原料油导入收容了上述芳香族制造催化剂的裂化重整反应装置的工序；
在上述裂化重整反应装置内使上述原料油与上述芳香族制造催化剂接触的工序；
在将上述原料油导入到上述裂化重整反应装置内之前预先对上述原料油进行加热而形成气液混合流的加热工序；
将上述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离工序；以及
将上述气体馏分和上述液体馏分分别导入到上述裂化重整反应装置内相互不同的位置的导入工序。
另外，在本发明的单环芳香族烃的制造方法中，上述裂化重整反应装置可以具有收容上述芳香族制造催化剂的裂化重整反应器、通过燃烧对从上述裂化重整反应器内抽出的上述芳香族制造催化剂进行加热的加热槽和将被上述加热槽加热了的上述芳香族制造催化剂移送至上述裂化重整反应器的催化剂移送管，
在上述导入工序中，至少将上述液体馏分导入上述催化剂移送管。
另外，在本发明的单环芳香族烃的制造方法中，还可以在上述导入工序中，将上述气体馏分导入上述裂化重整反应器。
此外，本发明是通过使10容量％馏出温度为140℃以上且90容量％馏出温度为380℃以下的原料油与芳香族制造催化剂接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造设备，其具备：
收容上述芳香族制造催化剂的裂化重整反应装置；
在将上述原料油导入到上述裂化重整反应装置内之前预先对上述原料油进行加热而形成气液混合流的加热装置；
将上述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离装置；以及
将上述气体馏分和上述液体馏分分别导入到上述裂化重整反应装置内相互不同的位置的导入装置。
另外，在本发明的单环芳香族烃的制造设备中，上述裂化重整反应装置可以具有收容上述芳香族制造催化剂的裂化重整反应器、通过燃烧对从上述裂化重整反应器内抽出的上述芳香族制造催化剂进行加热的加热槽和将被上述加热槽加热了的上述芳香族制造催化剂移送至上述裂化重整反应器的催化剂移送管，
上述导入装置至少将上述液体馏分导入上述催化剂移送管。
此外，在本发明的单环芳香族烃的制造设备中，上述导入装置还可以将上述气体馏分导入上述裂化重整反应器。
发明效果
根据本发明的单环芳香族烃的制造方法以及单环芳香族烃的制造设备，能够抑制在导入原料时产生振动以及工艺上的缺陷。
附图说明
图1是表示本发明的单环芳香族烃的制造设备的一个例子的概略构成图。
具体实施方式
＜单环芳香族烃的制造设备＞
图1是表示本发明的单环芳香族烃的制造设备1的一个例子的概略构成图。
单环芳香族烃的制造设备1具有裂化重整反应装置10、加热装置2、气液分离装置3和进料管(导入装置)4a、4b。裂化重整反应装置10使原料油与芳香族制造催化剂A接触而得到含有单环芳香族烃的反应产物，其具有裂化重整反应器12、加热槽14和催化剂提升管(催化剂移送管)16。另外，裂化重整反应装置10具有抽出管18、返送管20、反应产物管22、燃料管24、空气管26a、26b和排气管28。抽出管18的基端与裂化重整反应器12连接，末端与加热槽14连接。返送管20的基端与加热槽14连接，末端与催化剂提升管16的基端连接。反应产物管22的基端与裂化重整反应器12连接，末端与未图示的蒸馏装置连接。燃料管24的末端与加热槽14连接。空气管的末端分叉成空气管26a与空气管26b，空气管26a与加热槽14连接，空气管26b与抽出管18连接。排气管28的基端与加热槽14连接。
裂化重整反应器12通过使原料油与处于流化床状态的芳香族制造催化剂A接触而得到含有大量BTX的反应产物。裂化重整反应器12具备第一供给口、抽出口、旋风分离器13、排出口和第二供给口。裂化重整反应器12的第一供给口将从催化剂提升管16通过而被移送的原料油的蒸汽以及芳香族制造催化剂A导入到内部。裂化重整反应器12的抽出口将芳香族制造催化剂A抽出，并且向抽出管18抽出。旋风分离器13对反应产物的蒸汽和芳香族制造催化剂A进行分离。裂化重整反应器12的排出口将被旋风分离器13分离了的反应产物的蒸汽向反应产物管22排出。裂化重整反应器12的第二供给口将从进料管4a通过而被供给的原料油导入到内部。
加热槽14不仅通过附着于芳香族制造催化剂A上的焦炭的燃烧所产生的热而且还通过从外部供给的能量，积极地对芳香族制造催化剂A进行加热。即，其本身是大的加热装置。加热槽14具备第一供给口、抽出口、第二供给口、第三供给口、旋风分离器15和排气口。加热槽14的第一供给口将从抽出管18通过而被移送的芳香族制造催化剂A导入到内部。加热槽14的抽出口将芳香族制造催化剂A向返送管20抽出。加热槽14的第二供给口将从燃料管24通过而由例如未图示的蒸馏装置供给的塔底油(加热用燃料)等导入到内部。加热槽14的第三供给口将从鼓风机通过空气管26a而被供给的空气(含氧气体)导入到内部。旋风分离器15对通过燃烧产生的燃烧气体与芳香族制造催化剂A进行分离。加热槽14的排气口将被旋风分离器15分离了的燃烧气体向排气管28排气。
另外，就加热槽而言，能够设为多段，例如两段。即，通过将加热槽设为两段，逐步地提高加热槽内的各自的加热温度，从而能够采取抑制芳香族制造催化剂A的劣化之类的措置。
催化剂提升管16具备第一供给口和第二供给口。催化剂提升管16是向垂直方向上方延伸的管状，其第一供给口将从返送管20通过而被移送的芳香族制造催化剂A导入到催化剂提升管16的内部。催化剂提升管16的第二供给口将从进料管4b通过而被供给的原料油导入到催化剂提升管16的内部。
加热装置2在向上述的裂化重整反应装置10导入原料油前，预先对该原料油进行加热而形成气液混合流。加热装置2由加热炉、热交换器或者它们的多个组合等而构成。本实施方式的加热装置2具有未图示的热交换器，该热交换器与从反应产物管22通过而由设置在其下游侧的未图示的蒸馏装置供给的生成油(塔底油等)之间进行热交换，对原料油进行加热。该加热装置2具备供给口和抽出口。加热装置2的供给口将原料油导入到加热装置2的内部。加热装置2的抽出口将通过加热而成为了气液混合流的原料油向原料送出管6送出。另外，原料送出管6的基端与加热装置2连接，末端与气液分离装置3连接。
气液分离装置3将成为了气液混合流的原料油气液分离成气体馏分7a和液体馏分7b。本实施方式的气液分离装置3具备具有一定容量的罐，在其内部采用了将成为了气液混合流的原料油气液分离成气体馏分7a和液体馏分7b的罐方式。另外，气液分离装置3也可以采用例如对气液混合流赋予旋回流而对气液进行离心分离的旋风分离器方式等。气液分离装置3具备供给口、第一抽出口和第二抽出口。气液分离装置3的供给口将从原料送出管6通过而被供给的气液混合状态的原料油导入到内部。气液分离装置3的第一抽出口将气体馏分7a向进料管4a抽出。气液分离装置3的第二抽出口将液体馏分7b向进料管4b抽出。
进料管4a、4b将气液分离后的气体馏分7a和液体馏分7b分别单独地导入到上述的裂化重整反应装置10内的相互不同的位置。另外，为了从进料管4a、4b通过而向裂化重整反应装置10内导入原料油，优选使用了蒸汽等载气的移送机构等。进料管4a的基端与气液分离装置3连接，末端与裂化重整反应装置10的裂化重整反应器12连接。另外，进料管4a的基端的连接位置只要在气液分离装置3的罐内的气液界面的上方就行，在本实施方式中设定于罐顶部。进料管4b的基端与气液分离装置3连接，末端与裂化重整反应装置10的催化剂提升管16连接。另外，进料管4b的基端的连接位置只要在气液分离装置3的罐内的气液界面的下方就行，在本实施方式中设定于罐底部。
＜单环芳香族烃的制造方法＞
使用了图1的制造设备1的芳香族烃的制造例如以如下的方式进行。
(加热工序)
首先，在将原料油导入裂化重整反应装置10之前，通过加热装置2对该原料油进行加热。在加热装置2中，通过未图示的热交换器与由蒸馏装置供给的生成油进行热交换，由此对所供给的原料油进行加热，进而由未图示的加热炉进行加热，使其一部分蒸发而形成气液混合流。并且，将成为了气液混合流的原料油从原料送出管6通过，从而移送至气液分离装置3。气液混合流的气液比是气体的比例为1重量％以上，优选为5重量％以上。当不足1重量％时，热回收量变少，产生反应器处的反应热不足的不良情况。上限值高虽然是期望的，但由于热源的温度水平而有设计上的限制。
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。当为10容量％馏出温度低于140℃未满的油，变成由轻质的油制造单环芳香族烃，这与本发明的设备的由含有多环芳香族烃的原料油来制造单环芳香族这一主旨不相称。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，例如可举出：用流化催化裂化装置生成的裂化轻油(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、焦化轻油以及油砂加氢裂化精制油等。
上述的原料油中所含有的多环芳香族烃的反应性低，其是在本发明的裂化重整反应工序中难以转换成单环芳香族烃的物质。另一方面，当在加氢反应工序中进行加氢时转换成环烷苯(naphthenobenzene)类，通过接着循环供给到裂化重整反应工序能够转换成单环芳香族烃。但是，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。所以，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用于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。
当使用了上述那样的原料油时，将通过加热装置2加热的原料油的加热温度设定成例如150℃～350℃，由此能够使上述原料油中所含有的至少一种成分蒸发，从而形成气液混合流。另外，通过预热，能够将裂化重整反应器12中的芳香族制造反应所需的热的一部分提供给原料油。
(气液分离工序)
接着，通过气液分离装置3将成为了气液混合流的原料油分离成气体馏分7a和液体馏分7b。在气液分离装置3中，将从原料送出管6通过而由加热装置2移送的原料油导入到罐内，分离成气体馏分7a和液体馏分7b。气体馏分7a积存在气液分离装置3的罐内顶部，液体馏分7b积存在气液分离装置3的罐内底部，从而分离。并且，通过与气液分离装置3的罐内顶部连接的进料管4a将原料油的气体馏分7a抽出，另外通过与气液分离装置3的罐内底部连接的进料管4b将原料油的液体馏分7b抽出。
(导入工序)
接着，将气液分离后的气体馏分7a和液体馏分7b分别通过进料管4a、4b单独地导入到裂化重整反应装置10内相互不同的位置。在本实施方式中，由进料管4a将从罐顶部抽出了的原料油的气体馏分7a导入到裂化重整反应装置10内的裂化重整反应器12。另外，由进料管4b将从罐底部抽出了的原料油的液体馏分7b导入到裂化重整反应装置10内的催化剂提升管16。
由此，在进料管4b中，只有原料油的液体馏分7b流通，因此在将原料油导入催化剂提升管16时，在导入部附近流体的流道阻力被维持为大致恒定。即，能够避免下述情况：像导入气液混合流的现有技术那样将粘度等不同的液体和气体依次导入催化剂提升管16而使得在导入部附近流道阻力反复变化，结果进料管4b发生振动。上述作用效果即使在只有原料油的气体馏分7a流通的进料管4a中也能相同地得到。所以，能够抑制在向裂化重整反应装置10导入原料油时产生振动。
另外，原料油的液体馏分7b优选如本实施方式所示导入催化剂提升管16。这是因为，通过将原料油的液体馏分7b导入催化剂提升管16，由在其内部流通的被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A对原料油的液体馏分7b进行加热，在导入裂化重整反应器12的期间，能够使其全部或者至少其一部分蒸发。另外，原料油的气体馏分7a优选如本实施方式所示导入裂化重整反应器12。这是因为，原料油的气体馏分7a已经蒸发。另外，原料油的气体馏分7a即使导入催化剂提升管16也没有关系。此时，在催化剂提升管16中，将原料油的气体馏分7a的导入位置优选设定在原料油的液体馏分7b的导入位置的下游侧(靠近裂化重整反应器12)。
另外，又如图1所示，原料油的气体馏分7a、原料油的液体馏分7b以及蒸汽的导入取决于气体馏分与液体馏分的量比，通过气液分离装置3的罐的塔顶压控制、蒸汽的流量控制和原料油的温度控制来进行。例如，优选采取以下的调节项目进行控制。
(1)对液体馏分与蒸汽导入量的比例进行控制。
(2)对气液分离装置3的罐的塔顶压进行控制。
(3)通过冷喂料(cold feed)(导入加热装置2之前的原料)的流量对气液分离装置3的液面进行级联控制(cascade control)。
(4)通过用于对加热装置2进行加热的燃料的导入量对加热装置2的抽出口的原料油的温度进行级联控制。
(芳香族烃制造工序)
如上所述，将原料油的气体馏分7a连续地从进料管4a导入裂化重整反应器12，将原料油的液体馏分7b连续地从进料管4b导入催化剂提升管16。与此同时，将被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A连续地从返送管20导入催化剂提升管16，将在催化剂提升管16中上升的原料油的蒸汽作为移送介质，向裂化重整反应器12移送。
与原料油的蒸汽一起从催化剂提升管16连续地被导入裂化重整反应器12的芳香族制造催化剂A由于原料油的蒸汽而成为流化床状态。在流化床状态下原料油的蒸汽与芳香族制造催化剂A接触，得到含有大量BTX的反应产物的蒸汽。通过旋风分离器13对反应产物的蒸汽与芳香族制造催化剂A进行分离，将反应产物的蒸汽向反应产物管22连续地排出。由于与原料油的蒸汽的接触使得焦炭附着，将部分失活的芳香族制造催化剂A的一部分从裂化重整反应器12向抽出管18连续地抽出。
使从燃料管24通过而由外部供给的加热用燃料在从空气管26a通过而由鼓风机供给的空气(含氧气体)的存在下燃烧，由此对连续地从抽出管18导入加热槽14的芳香族制造催化剂A连续地加热到裂化重整反应器12内的反应温度以上。另外，由于在加热时附着在芳香族制造催化剂A上的焦炭也会燃烧，因此还进行芳香族制造催化剂A的再生。将由燃烧产生的燃烧气体向排气管28连续地进行排气。将被加热了的芳香族制造催化剂A从加热槽14连续地向返送管20抽出，从返送管20再次导入催化剂提升管16。这样，芳香族制造催化剂A不间断地在裂化重整反应器12与加热槽14之间循环。
在原料油与芳香族制造催化剂A接触时，附着在芳香族制造催化剂A上的焦炭量作为由该焦炭燃烧来供给裂化重整反应器12所需的热量的量来说不一定是足够的。所以，为了能够由上述原料油有效且稳定地制造含有单环芳香族烃的反应产物，具备有加热槽14的裂化重整反应装置10是有效的。
(芳香族制造催化剂)
芳香族制造催化剂A是单环芳香族烃制造用催化剂，其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。
此外，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。
[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；和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/或硼的含量优选相对于催化剂总重量为0.1～10质量％，并且下限更优选为0.5质量％以上，上限更优选为9质量％以下，特别优选为8质量％以下。通过使相对于催化剂总重量的磷含量为0.1质量％以上，能够防止单环芳香族烃的收率经时性地降低，通过使相对于催化剂总重量的磷含量为10质量％以下，能够提高单环芳香族烃的收率。
[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***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***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。
[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，如本实施方式那样在流化床的情况下使用粉末状的催化剂，而如别的实施方式那样在固定床的情况下使用粒状或料粒状的催化剂。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。
作为加热用燃料，可以列举出：附着在芳香族制造催化剂A上的除了焦炭以外的燃料即从外部供给的燃料(所谓的火炬油：torch oil)，例如来自蒸馏装置的塔底油等。特别是，从避免由芳香族制造催化剂A的水蒸气引起劣化的问题这一观点考虑，优选碳原子相对氢原子的比例(C/H)较大的塔底油。
作为含氧气体，可以列举出：空气、纯氧等，从经济的观点考虑，优选空气。
从由被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A来供给裂化重整反应器12内的芳香族制造反应所需的热的观点考虑，通过加热装置2加热的原料油的加热温度只要低于裂化重整反应器12内的反应温度就行，如上所述优选150～350℃。
(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)
使原料油以及后述的循环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，能够抑制由过度焦化等引起的催化剂上碳质的蓄积，或者能够抑制由裂化产生的轻质气体的产生量。
从裂化重整反应器12内抽出的芳香族制造催化剂A的量(循环量)优选相对于每1吨由裂化重整反应器12供给的原料油为5～30吨。这也与整体的热平衡相关联地被确定。
从将被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A向裂化重整反应器12移送这一观点考虑，优选加热槽14内的压力比裂化重整反应器12内的压力更高。
在以两段进行加热的情况下，在将第一加热槽设置在比第二加热槽更低的位置时，需要将被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A向第二加热槽移送，因而第一加热槽的压力设定为比第二加热槽的压力更高。第一加热槽14内的压力优选比第二加热槽的压力高0.1MPa左右，更优选高0.2MPa以上，进一步优选高0.9MPa以上。
接着，第二加热槽的压力的下限优选为0.1MPaG，更优选为0.2MPaG，进一步优选为0.3MPaG。另一方面，第二加热槽的压力的上限优选为0.8MPaG，更优选为0.7MPaG，进一步优选为0.6MPaG。
从由被加热槽14加热了的芳香族制造催化剂A来供给裂化重整反应器12内的芳香族制造反应所需的热这一观点考虑，加热槽14内的温度为裂化重整反应器12内的反应温度以上，优选为500～800℃，更优选为600～700℃。
在以两段进行加热的情况下，需要由被加热槽加热了的芳香族制造催化剂A来供给裂化重整反应器12内的芳香族制造反应所需的热，因而第一加热槽的温度优选设定为裂化重整反应器12内的反应温度以上。另外，由于可以抑制由通过加热用燃料的燃烧而产生的高温的水蒸气所引起的芳香族制造催化剂A的水热劣化，因此第一加热槽内的温度设为比第二加热槽内的温度更低。具体而言，优选为650℃以下，更优选为630℃以下。
此外，由被加热槽加热了的芳香族制造催化剂A来供给裂化重整反应器12内的芳香族制造反应所需的热，因此第二加热槽内的温度的下限优选为裂化重整反应器12内的反应温度，更优选为500℃，进一步优选为600℃。另一方面，第二加热槽内的温度的上限优选为800℃，更优选为700℃。
向加热槽14供给的加热用燃料(塔底油时)的供给量优选相对于每1吨由裂化重整反应器12供给的原料油为0.005～0.08吨。这由焦炭产量和整体的热平衡来确定。
另外，在以两段的方式进行加热的情况下，加热用燃料原则上优选全量供给到第一加热槽。
以上说明的本实施方式中的单环芳香族烃的制造方法是通过将10容量％馏出温度为140℃以上且90容量％馏出温度为380℃以下的原料油导入到裂化重整反应装置10内而使其与芳香族制造催化剂A接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造方法，其具备下述工序：在上述导入前预先对原料油进行加热而形成气液混合流的加热工序；将上述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离工序；以及将上述气体馏分和上述液体馏分分别单独地导入到裂化重整反应装置10内相互不同的位置的导入工序。由此，原料油的气液混合流不是从一个位置导入到裂化重整反应装置10内的，而是在裂化重整反应装置10内单独地从相互不同的位置导入其气体馏分和液体馏分，因此能够避免在原料导入部附近流道阻力反复变化而结果管产生振动这样的问题。
所以，根据本实施方式，能够抑制在导入原料时产生振动。
以上，参照附图对本发明的优选实施方式进行了说明，但本发明并不限于上述实施方式。上述的实施方式中示出的各手法和各构成构件的各种形状及组合等是一个例子，在不脱离本发明的主旨的范围能够基于设计要求等进行各种变更。
例如，也可以在向催化剂提升管内导入原料油的液体馏分时，通过蒸汽使其加热气化。
符号说明
1          单环芳香族烃的制造设备
2          加热装置
3          气液分离装置
4a、4b     进料管(导入装置)
7a         气体馏分
7b         液体馏分
10         裂化重整反应装置
12         裂化重整反应器
14         加热槽
16         催化剂提升管(催化剂移送管)
A          芳香族制造催化剂

Claims (6)

1.一种单环芳香族烃的制造方法，其是通过使10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油与芳香族制造催化剂接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造方法，其具备下述工序：
将所述原料油导入收容了所述芳香族制造催化剂的裂化重整反应装置的工序；
在所述裂化重整反应装置内使所述原料油与所述芳香族制造催化剂接触的工序；
在将所述原料油导入到所述裂化重整反应装置内之前预先对所述原料油进行加热而形成气液混合流的加热工序；
将所述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离工序；以及
将所述气体馏分和所述液体馏分分别导入到所述裂化重整反应装置内相互不同的位置的导入工序。
2.根据权利要求1所述的单环芳香族烃的制造方法，其中，所述裂化重整反应装置具有***述芳香族制造催化剂的裂化重整反应器、通过燃烧对从所述裂化重整反应器内抽出的所述芳香族制造催化剂进行加热的加热槽和将被所述加热槽加热了的所述芳香族制造催化剂移送至所述裂化重整反应器的催化剂移送管，
在所述导入工序中，至少将所述液体馏分导入所述催化剂移送管。
3.根据权利要求2所述的单环芳香族烃的制造方法，其中，在所述导入工序中，将所述气体馏分导入所述裂化重整反应器。
4.一种单环芳香族烃的制造设备，其是通过使10容量%馏出温度为140℃以上且90容量%馏出温度为380℃以下的原料油与芳香族制造催化剂接触来制造含有单环芳香族烃的反应产物的单环芳香族烃的制造设备，其具备：
***述芳香族制造催化剂的裂化重整反应装置；
在将所述原料油导入到所述裂化重整反应装置内之前预先对所述原料油进行加热而形成气液混合流的加热装置；
将所述气液混合流气液分离成气体馏分和液体馏分的气液分离装置；以及
将所述气体馏分和所述液体馏分分别导入到所述裂化重整反应装置内相互不同的位置的导入装置。
5.根据权利要求4所述的单环芳香族烃的制造设备，其中，所述裂化重整反应装置具有***述芳香族制造催化剂的裂化重整反应器、通过燃烧对从所述裂化重整反应器内抽出的所述芳香族制造催化剂进行加热的加热槽和将被所述加热槽加热了的所述芳香族制造催化剂移送至所述裂化重整反应器的催化剂移送管，
所述导入装置至少将所述液体馏分导入所述催化剂移送管。
6.根据权利要求5所述的单环芳香族烃的制造设备，其中，所述导入装置将所述气体馏分导入所述裂化重整反应器。
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Families Citing this family (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9864823B2 (en) 2015-03-30 2018-01-09 Uop Llc Cleansing system for a feed composition based on environmental factors
US10545487B2 (en) 2016-09-16 2020-01-28 Uop Llc Interactive diagnostic system and method for managing process model analysis
US10754359B2 (en) 2017-03-27 2020-08-25 Uop Llc Operating slide valves in petrochemical plants or refineries
US10678272B2 (en) 2017-03-27 2020-06-09 Uop Llc Early prediction and detection of slide valve sticking in petrochemical plants or refineries
US10684631B2 (en) 2017-03-27 2020-06-16 Uop Llc Measuring and determining hot spots in slide valves for petrochemical plants or refineries
US10752844B2 (en) 2017-03-28 2020-08-25 Uop Llc Rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US11130111B2 (en) 2017-03-28 2021-09-28 Uop Llc Air-cooled heat exchangers
US10962302B2 (en) 2017-03-28 2021-03-30 Uop Llc Heat exchangers in a petrochemical plant or refinery
US10670027B2 (en) 2017-03-28 2020-06-02 Uop Llc Determining quality of gas for rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US10663238B2 (en) 2017-03-28 2020-05-26 Uop Llc Detecting and correcting maldistribution in heat exchangers in a petrochemical plant or refinery
US11396002B2 (en) 2017-03-28 2022-07-26 Uop Llc Detecting and correcting problems in liquid lifting in heat exchangers
US10844290B2 (en) 2017-03-28 2020-11-24 Uop Llc Rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US10794401B2 (en) 2017-03-28 2020-10-06 Uop Llc Reactor loop fouling monitor for rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US11037376B2 (en) 2017-03-28 2021-06-15 Uop Llc Sensor location for rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US10752845B2 (en) 2017-03-28 2020-08-25 Uop Llc Using molecular weight and invariant mapping to determine performance of rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US10670353B2 (en) 2017-03-28 2020-06-02 Uop Llc Detecting and correcting cross-leakage in heat exchangers in a petrochemical plant or refinery
US10794644B2 (en) 2017-03-28 2020-10-06 Uop Llc Detecting and correcting thermal stresses in heat exchangers in a petrochemical plant or refinery
US10816947B2 (en) 2017-03-28 2020-10-27 Uop Llc Early surge detection of rotating equipment in a petrochemical plant or refinery
US9968899B1 (en) * 2017-04-28 2018-05-15 Uop Llc Catalyst transfer pipe plug detection
US10695711B2 (en) 2017-04-28 2020-06-30 Uop Llc Remote monitoring of adsorber process units
US11365886B2 (en) 2017-06-19 2022-06-21 Uop Llc Remote monitoring of fired heaters
US10913905B2 (en) 2017-06-19 2021-02-09 Uop Llc Catalyst cycle length prediction using eigen analysis
US10739798B2 (en) 2017-06-20 2020-08-11 Uop Llc Incipient temperature excursion mitigation and control
US11130692B2 (en) 2017-06-28 2021-09-28 Uop Llc Process and apparatus for dosing nutrients to a bioreactor
US10994240B2 (en) 2017-09-18 2021-05-04 Uop Llc Remote monitoring of pressure swing adsorption units
US11194317B2 (en) 2017-10-02 2021-12-07 Uop Llc Remote monitoring of chloride treaters using a process simulator based chloride distribution estimate
US11676061B2 (en) 2017-10-05 2023-06-13 Honeywell International Inc. Harnessing machine learning and data analytics for a real time predictive model for a FCC pre-treatment unit
US11105787B2 (en) 2017-10-20 2021-08-31 Honeywell International Inc. System and method to optimize crude oil distillation or other processing by inline analysis of crude oil properties
US10901403B2 (en) 2018-02-20 2021-01-26 Uop Llc Developing linear process models using reactor kinetic equations
US10734098B2 (en) 2018-03-30 2020-08-04 Uop Llc Catalytic dehydrogenation catalyst health index
US10953377B2 (en) 2018-12-10 2021-03-23 Uop Llc Delta temperature control of catalytic dehydrogenation process reactors
CN109701458B (zh) * 2018-12-20 2020-12-01 清华大学 分区分功能将甲醇转化为芳烃的流化床装置及方法

Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1246516A (zh) * 1998-08-27 2000-03-08 中国石油化工集团公司 一种汽油馏分催化芳构化的方法
CN101362961A (zh) * 2007-08-09 2009-02-11 中国石油化工股份有限公司 一种制取芳烃和低碳烯烃的催化转化方法

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2009008876A1 (en) 2007-07-06 2009-01-15 Uop Llc Process for xylene production
US20120012504A1 (en) 2009-03-27 2012-01-19 Hideki Minami Method for producing aromatic hydrocarbons
CN102858922B (zh) * 2010-03-26 2014-10-15 吉坤日矿日石能源株式会社 单环芳香族烃的制造方法

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1246516A (zh) * 1998-08-27 2000-03-08 中国石油化工集团公司 一种汽油馏分催化芳构化的方法
CN101362961A (zh) * 2007-08-09 2009-02-11 中国石油化工股份有限公司 一种制取芳烃和低碳烯烃的催化转化方法

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