《生产对二甲苯的联合方法.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《生产对二甲苯的联合方法.pdf（11页珍藏版）》请在专利查询网上搜索。
1、(10)申请公布号 CN 103772128 A (43)申请公布日 2014.05.07 CN 103772128 A (21)申请号 201210412546.9 (22)申请日 2012.10.25 C07C 15/08(2006.01) C07C 5/27(2006.01) C07C 6/00(2006.01) C07C 15/04(2006.01) C07C 4/06(2006.01) (71)申请人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22 号 申请人 中国石油化工股份有限公司上海石 油化工研究院 (72)发明人 李木金 杨卫胜 贺来宾 黄云群 。
2、(54) 发明名称 生产对二甲苯的联合方法 (57) 摘要 本发明涉及一种生产对二甲苯的联合方法， 主要解决传统芳烃联合装置流程长、 投资大、 反应 原料要求苛刻、 重组分回收利用率低、 能耗高的技 术问题。本发明通过采用来自重整装置的碳六及 以上产物和氢气一起进入催化加氢单元， 发生非 芳烃裂解、 重芳烃脱烷基、 烷基转移反应， 生成含 苯、 甲苯、 碳八芳烃、 碳九芳烃、 碳十芳烃的混合 物 ； 依次进入苯塔、 甲苯塔、 二甲苯塔吸附分离 ； 对二甲苯进入结晶单元， 含对二甲苯的碳八芳烃 进入异构化单元 ； 得到的混二甲苯返回重芳烃塔 分离 ； 对二甲苯进入结晶单元， 得到的对二甲苯 产品。
3、和碳八芳烃， 所述的碳八芳烃返回吸附分离 单元的技术方案， 较好地解决了上述技术问题， 可 用于对二甲苯工业生产。 (51)Int.Cl. 权利要求书 2 页 说明书 7 页 附图 1 页 (19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利申请 权利要求书2页 说明书7页 附图1页 (10)申请公布号 CN 103772128 A CN 103772128 A 1/2 页 2 1. 一种生产对二甲苯的联合方法， 包括以下步骤 ： a) 来自重整装置的碳六以上产物和氢气一起进入催化加氢单元， 发生非芳烃裂解、 重 芳烃脱烷基、 烷基转移反应， 生成含苯、 甲苯、 碳八芳烃、 碳九芳烃、 碳十。
4、芳烃的混合物 ； b) 所述的混合物进入苯塔分离， 在苯塔塔顶得到苯产品， 苯塔塔釜液进入甲苯塔分 离 ； c) 甲苯塔塔顶得到的甲苯进入歧化与烷基转移反应单元， 塔釜得到的甲苯塔釜液进入 二甲苯塔分离 ； d) 二甲苯塔塔顶得到的二甲苯进入分离单元， 塔釜得到碳九及以上组分进入重芳烃塔 分离 ； e) 重芳烃塔釜得到的碳十以上组分返回步骤 a） 的催化加氢单元， 塔顶得到的碳十芳 烃和碳九芳烃进入歧化与烷基转移单元 ； f) 来至步骤 e） 的所述的碳十芳烃和碳九芳烃， 与来自步骤 c） 来的甲苯， 和氢气一起进 入歧化与烷基转移单元， 发生歧化和烷基转移反应， 反应后的氢气进入步骤 a） 。
5、的催化加氢 单元， 反应生成的苯和碳八芳烃的混合物送入步骤 b） 的苯塔分离 ； g) 步骤 d） 的二甲苯进入吸附分离单元后， 经过吸附分离， 得到对二甲苯和含对二甲 苯的碳八芳烃， 所述的对二甲苯进入结晶单元， 含对二甲苯的碳八芳烃进入异构化单 元 ； h) 所述的含对二甲苯的碳八芳烃进入异构化单元后， 得到的混二甲苯返回步骤 e） 的重芳烃塔分离 ； i) 来自步骤 g） 的对二甲苯进入结晶单元后， 得到对二甲苯产品和含对二甲苯的碳八 芳烃， 所述的碳八芳烃返回步骤 g） 的吸附分离单元。 2.根据权利要求1所述的生产对二甲苯的联合方法， 其特征在于步骤f） 反应流出的较 低纯度氢气作为。
6、步骤 a） 的氢气进入催化加氢单元， 参与催化加氢反应 ； 步骤 f） 反应生成的 苯和碳八芳烃的混合物与步骤 a） 生成的混合物一起送入苯塔分离 ； 步骤 h） 的混二甲苯 与步骤 d） 生成的碳九及以上组分一起送入重芳烃塔分离 ； 步骤 i） 中含对二甲苯的碳八芳 烃与步骤 d） 来的对二甲苯一起进入吸附分离单元分离。 3. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于重整装置的碳六以上 产物中硫重量含量小于 200ppm， 烯烃或双烯烃重量含量小于 20%。 4. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于催化加氢单元使用分 子筛催化剂， 催化剂含有选自。
7、铂、 钼或镁中的至少一种金属或其氧化物， 其用量以催化剂重 量百分比计为 0.0015%。 5. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于催化加氢单元的操作 条件如下 ： 反应压力为 0.15MPa， 反应温度为 100600， 氢烃摩尔比 0.110， 液体重量空 速为 0.510h-1； 步骤 f） 歧化与烷基转移单元的操作条件如下 ： 反应压力为 0.55MPa， 反应 温度为 200600， 氢烃摩尔比 0.510， 液体重量空速为 0.810h-1。 6. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于歧化与烷基转移单元 所使用的催化剂含有选自 - 。
8、沸石、 丝光沸石、 ZSM-5 或 MCM-22 中的至少一种分子筛， 催化 剂中含铋的金属或其氧化物， 其用量以催化剂重量百分比计为 0.0055%。 7.根据权利要求1所述的生产对二甲苯的联合方法， 其特征在于步骤d） 的对二甲苯分 权 利 要 求 书 CN 103772128 A 2 2/2 页 3 离单元采用吸附分离和结晶分离技术相结合， 结晶分离采用降膜结晶分离或者悬浮结晶分 离。 8. 根据权利要求 7 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于降膜结晶分离的结晶 温度为 -305 ； 悬浮结晶分离的结晶温度为 -155， 洗涤液 / 晶体重量比为 0.050.5 ； 碳八芳烃异构。
9、化单元的操作条件如下 ： 反应压力为 0.56MPa， 反应温度为 300500， 氢烃 摩尔比 0.525， 液体重量空速为 0.510h-1。 9. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于歧化与烷基转移单元 反应得到的氢气纯度为 7090mol% ； 所述的苯产品纯度为 99.9wt% ； 所述的对二甲苯产品 浓度为 99.8wt%。 10. 根据权利要求 1 所述的对二甲苯的联合生产方法， 其特征在于步骤 e） 的碳十以上 组分分成两股， 其中占 8095wt% 的一股返回催化加氢处理单元， 占 520wt% 的另一股经重 芳烃塔顶进入歧化与烷基转移单元发生歧化反应。
10、。 权 利 要 求 书 CN 103772128 A 3 1/7 页 4 生产对二甲苯的联合方法 技术领域 0001 本发明涉及一种生产对二甲苯的联合方法， 更具体的说是通过将催化加氢单元、 歧化与烷基转移单元、 对二甲苯吸附分离单元、 结晶单元和碳八芳烃异构化单元的联合， 生 产得到高纯度的苯产品和对二甲苯产品的方法。 背景技术 0002 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） 生产装置通常包括石脑油 催化重整、 二甲苯分馏、 芳烃抽提、 甲苯歧化及烷基转移、 吸附分离、 异构化共六个。
11、单元。 0003 芳烃抽提需要一套复杂的溶剂抽提装置， 而且抽提溶剂在抽提操作过程中需要源 源不断地补充进去， 该抽提过程费用占据了芳烃成本的极大比例。 0004 典型的对二甲苯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 甲苯的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， 将对二甲苯但从沸点与之相近的异构化体混合物中分离出来。而对于邻位和间位的 二甲苯的处理， 往往采取碳八芳烃异构化技术， 使之异构化为对二甲苯。 0005 为了增产对二甲苯， 利用甲苯歧化与烷基转移技术来增产碳八芳烃， 有效的增产 了对二甲苯。近年来， 随着催化剂性能的不断提高。
12、， 该工艺取得了长足的进展。中国专利 CN1340489A 指出歧化与烷基转移进料中， 碳十及以上组分烃为 020%， 但是大部分的重组 分烃仍旧无法回收利用。 0006 中国专利 CN101348405B 提出利用无粘结剂沸石载体负载贵金属的高效双功能催 化剂用于烃类原料转化为轻质芳烃和轻质烷烃， 通过该过程， 原料中的重质芳烃经过脱烷 基反应和非芳烃加氢裂解反应， 生成高附加值的 BTX 轻质芳烃。美国专利 No.3,729,409 提出与芳烃混合的非芳烃在催化剂的存在下通过加氢裂解反应而转化成低碳烷烃， 通过 汽 - 液分离器可从非芳烃中分离出芳烃。另外， 美国专利 No.3,849,2。
13、90 和 3,950,241 还提 出了一种通过使与芳烃混合的直链烃组分在 ZSM-5 型沸石的存在下经加氢裂解反应转化 成气态组分以增加液态组分中的芳烃含量以制备高质量的挥发性油组分的方法。 美国专利 No.5,865,986 和 No.6,001,241 进一步揭示了一种石脑油馏分升级方法， 通过在部分反应 中沸石基催化剂， 以增加芳烃的产出。韩国 SK 专利 CN127892C 通过类似方法， 将重整产品 和裂解汽油等升级制备成液化石油气和轻质芳烃。 0007 C8 芳烃各组分的沸点接近， 其中沸点最高的邻二甲苯可以通过精馏法分离出来， 需上百个理论板和较大的回流比， 沸点最低的乙苯也可。
14、以通过精馏法分离， 但要困难得多。 C8 芳烃各组分的熔点有较大的差距， 其中对二甲苯熔点最高， 可采用结晶法将其中的对二 甲苯分离出来， 如原料中对二甲苯浓度不高， 为达到工业生产可接受的收率， 一般采用两段 结晶。USP3177255、 USP3467724 首先在 -80-60的低温下将大部分的对二甲苯结晶出来 使产率达到理论最大值， 此时晶体纯度在 6585% 之间， 熔化后再进行第二次结晶 ； 第二次 结晶温度一般在 -200， 可得到 99% 以上纯度的对二甲苯， 母液中对二甲苯含量较高， 可 说 明 书 CN 103772128 A 4 2/7 页 5 返回第一次结晶段循环利用。。
15、 0008 利用吸附剂对 C8 芳烃各组分选择性的差异， 可通过吸附分离法将对二甲苯分离 出来， 该法在二十世纪七十年代实现工业化后即成为生产对二甲苯的主要方法。吸附和结 晶的结合， 可以将低浓度的 C8 芳烃混合后送入吸附分离单元， 得到含高浓度的对二甲苯的 C8 芳烃再送入结晶分离单元， 得到高纯度的对二甲苯产品。 发明内容 0009 本发明所要解决的技术问题是传统芳烃联合装置流程长、 投资大、 反应原料要求 苛刻、 重组分回收利用率低、 能耗高的问题。本发明提供一种生产对二甲苯的联合方法， 通 过将催化加氢单元、 歧化与烷基转移单元、 对二甲苯的吸附分离单元、 结晶分离单元和碳八 芳烃异。
16、构化单元的结合， 生产得到高纯度的苯产品和对二甲苯产品的技术方案， 较大的简 化了传统芳烃联合装置的流程， 较好地解决了上述技术问题。 该方法具有分离工艺简单， 无 需溶剂抽提过程， 能耗低， 重质芳烃和非芳烃得到高附加值利用的优点。 0010 为解决上述技术问题， 本发明采用的技术方案如下 ： 一种生产对二甲苯的联合方 法， 包括以下步骤 ： a) 来自重整装置的碳六以上产物和氢气一起进入催化加氢单元， 发生非芳烃裂解、 重 芳烃脱烷基、 烷基转移反应， 生成含苯、 甲苯、 碳八芳烃、 碳九芳烃、 碳十芳烃的混合物 ； b) 所述的混合物进入苯塔分离， 在苯塔塔顶得到苯产品， 苯塔塔釜液进入。
17、甲苯塔分 离 ； c) 甲苯塔塔顶得到的甲苯进入歧化与烷基转移反应单元， 塔釜得到的甲苯塔釜液进入 二甲苯塔分离 ； d) 二甲苯塔塔顶得到的二甲苯进入分离单元， 塔釜得到碳九及以上组分进入重芳烃塔 分离 ； e) 重芳烃塔釜得到的碳十以上组分返回步骤 a） 的催化加氢单元， 塔顶得到的碳十芳 烃和碳九芳烃进入歧化与烷基转移单元 ； f) 来至步骤 e） 的所述的碳十芳烃和碳九芳烃， 与来自步骤 c） 来的甲苯， 和氢气一起进 入歧化与烷基转移单元， 发生歧化和烷基转移反应， 反应后的氢气进入步骤 a） 的催化加氢 单元， 反应生成的苯和碳八芳烃的混合物送入步骤 b） 的苯塔分离 ； g) 步。
18、骤 d） 的二甲苯进入吸附分离单元后， 经过吸附分离， 得到对二甲苯和含对二甲 苯的碳八芳烃， 所述的对二甲苯进入结晶单元， 含对二甲苯的碳八芳烃进入异构化单 元 ； h) 所述的含对二甲苯的碳八芳烃进入异构化单元后， 得到的混二甲苯返回步骤 e） 的重芳烃塔分离 ； i) 来自步骤 g） 的对二甲苯进入结晶单元后， 得到对二甲苯产品和含对二甲苯的碳八 芳烃， 所述的碳八芳烃返回步骤 g） 的吸附分离单元。 0011 上述技术方案中， 优选的技术方案， 步骤 f） 反应流出的较低纯度氢气作为步骤 a） 的氢气进入催化加氢单元， 参与催化加氢反应 ； 步骤 f） 反应生成的苯和碳八芳烃的混合 物。
19、与步骤 a） 生成的混合物一起送入苯塔分离 ； 步骤 h） 的混二甲苯与步骤 d） 生成的碳九及 以上组分一起送入重芳烃塔分离 ； 步骤 i） 中含对二甲苯的碳八芳烃与步骤 d） 来的对二 说 明 书 CN 103772128 A 5 3/7 页 6 甲苯一起进入吸附分离单元分离。 0012 优选的技术方案， 重整装置的碳六以上产物中硫重量含量小于 200ppm， 烯烃或双 烯烃重量含量小于 20%。优选的技术方案， 催化加氢单元使用分子筛催化剂， 催化剂含有选 自铂、 钼或镁中的至少一种金属或其氧化物， 其用量以催化剂重量百分比计为 0.0015%。 0013 优选的技术方案， 催化加氢单元。
20、的操作条件如下 ： 反应压力为 0.15MPa， 反应温 度为 100600， 氢烃摩尔比 0.110， 液体重量空速为 0.510h-1； 优选的技术方案， 步骤 f） 歧化与烷基转移单元的操作条件如下 ： 反应压力为 0.55MPa， 反应温度为 200600， 氢烃 摩尔比 0.510， 液体重量空速为 0.810h-1。 0014 优选的技术方案， 歧化与烷基转移单元所使用的催化剂含有选自 - 沸石、 丝光 沸石、 ZSM-5 或 MCM-22 中的至少一种分子筛， 催化剂中含铋的金属或其氧化物， 其用量以催 化剂重量百分比计为 0.0055%。 0015 优选的技术方案， 步骤 d）。
21、 的对二甲苯分离单元采用吸附分离和结晶分离技术相结 合， 结晶分离采用降膜结晶分离或者悬浮结晶分离。 更优选的技术方案， 降膜结晶分离的结 晶温度为-305； 悬浮结晶分离的结晶温度为-155， 洗涤液/晶体重量比为0.050.5 ； 碳八芳烃异构化单元的操作条件如下 ： 反应压力为 0.56MPa， 反应温度为 300500， 氢烃 摩尔比 0.525， 液体重量空速为 0.510h-1。 0016 优选的技术方案， 歧化与烷基转移单元反应得到的氢气纯度为 7090mol% ； 所述 的苯产品纯度为 99.9wt% ； 所述的对二甲苯产品浓度为 99.8wt%。优选的技术方案， 步骤 e）的。
22、碳十以上组分分成两股， 其中占 8095wt% 的一股返回催化加氢处理单元， 占 520wt% 的另一股经重芳烃塔顶进入歧化与烷基转移单元发生歧化反应。 0017 在上述技术方案中， 氢气原料经歧化与烷基转移单元反应完后还可作为催化加氢 单元的氢气原料 ； 催化加氢单元反应产物中的甲苯和碳九产品可作为歧化与烷基转移单元 的原料 ； 系统的少量碳十组分经重芳烃塔顶进入歧化与烷基转移单元作为反应原料， 绝大 部分的碳十组分作为催化加氢单元的进料， 碳十组分利用率高， 无需从重芳烃塔釜排出界 外， 对二甲苯的分离采用了吸附分离和结晶分离相结合的方式， 充分利用两种分离方法的 优势， 降低了整体的能耗。
23、水平， 降低了生产成本， 取得较好的技术效果。 附图说明 0018 图 1 为本发明的生产对二甲苯的联合方法的工艺流程示意图。 0019 图 1 中为催化加氢单元， 为歧化与烷基转移单元， 苯塔， 为甲苯塔， 为 二甲苯塔， 为重芳烃塔， 为吸附分离单元， 为结晶分离单元， 为碳八芳烃异构化单 元。1 为重整单元来的碳六及以上组分原料， 2 为排放氢， 3 为催化加氢单元生成的轻烃， 4 为催化加氢单元生成的碳六及以上组分， 5 为歧化和烷基转移单元生成的轻轻， 6 为氢气， 7 为歧化与烷基转移单元生成的碳六及以上组分， 8 为苯产品， 9 为甲苯塔进料， 10 为甲苯， 11 为甲苯塔釜液。
24、， 12为二甲苯， 13为重芳烃塔进料， 14为含少量碳十芳烃的碳九组分， 15为重 芳烃塔釜碳十及以上组分， 16 为高浓度的对二甲苯， 17 为结晶单元返回的邻二甲苯和间二 甲苯， 18 为对二甲苯产品， 19 为异构化单元进料， 20 为混二甲苯， 21 为较低浓度的氢气。 0020 图1所示的生产对二甲苯的联合方法的工艺流程中， 新鲜原料1、 循环原料15与较 低纯度氢气 21 进入催化加氢单元， 新鲜氢气 6、 甲苯 10 和含少量碳十芳烃的碳九组分 14 说 明 书 CN 103772128 A 6 4/7 页 7 进入歧化和烷基转移单元， 排出的较低纯度氢气 21 进入催化加氢单。
25、元， 单元和得 到轻轻产物 3 和 5， 单元和得到的液相反应产物 4 和 7 再依次进入精馏单元的苯塔、 甲苯塔、 二甲苯塔和重芳烃塔分离， 在苯塔顶得到高纯度产品苯 8， 甲苯塔顶得 到的甲苯 10 返回歧化和烷基转移单元， 二甲苯塔塔顶的二甲苯 12 进入吸附分离单元 ， 重芳烃塔塔顶得到的含少量碳十芳烃的碳九组分 14 返回歧化与烷基转移单元， 重 芳烃塔塔釜得到的碳十及以上组分 15 返回到催化加氢单元， 吸附分离单元得到高浓 度的对二甲苯 16 送入结晶分离单元， 结晶分离单元得到高纯度的对二甲苯产品 18， 结晶 单元分离的邻二甲苯和间二甲苯 17 返回吸附分离单元， 吸附分离单。
26、元得到的邻二甲 苯和间二甲苯 19 送入异构化单元， 异构化单元产品混二甲苯 20 送入二甲苯塔分离。 0021 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述， 但不仅限于本实施例。 0022 具体实施方式 0023 【实施例 1】 以重整 C6+为原料， 原料组成如表 1 所示。 0024 工艺流程如图1所示。 新鲜重整C6+原料100t/h和循环重芳烃塔塔釜物料10.3t/ h， 与歧化与烷基转移来的较低纯度氢气 （氢气纯度为 80mol%） 进入催化加氢单元反应， 新鲜 氢气 6.34t/h（氢气纯度为 93mol%） 、 循环甲苯和含少量碳十芳烃的碳九组分一起进入歧化 与烷基转移单元， 两个反。
27、应单元排出少量轻轻产物， 液相反应产物再依次进入精馏单元的 苯塔、 甲苯塔、 二甲苯塔和重芳烃塔分离， 在苯塔顶采出高纯度苯产品 （苯纯度为 99.9wt%） ， 甲苯塔顶得到的甲苯 26.4t/h 返回歧化与烷基转移单元， 二甲苯塔塔顶的二甲苯 126.5t/h 进入对二甲苯吸附分离单元， 经吸附分离后 38.2t/h 去结晶分离单元， 结晶分离分结晶、 发 汗和熔融三个步骤， 其中结晶温度为 -20， 发汗温度为 15， 熔融温度为 30。得到高纯 度对二甲苯产品 （二甲苯纯度为 99.8wt%） 。重芳烃塔塔顶得到的含少量碳十芳烃的碳九组 分全部返回歧化与烷基转移单元， 重芳烃塔塔釜得到。
28、的碳十及以上组分 10.3t/h 返回到催 化加氢单元， 邻二甲苯和间二甲苯 97.2t/h 送入碳八芳烃异构化单元， 混二甲苯送入二甲 苯塔分离。 0025 催化加氢单元采用固定床反应器， 反应器内装填的为负载重量比计0.04%的Pt和 0.13% 的 Pb 氢型无粘结剂 ZSM-5 沸石催化剂。歧化与烷基转移单元采用固定床反应器， 反 应器内充填含铋为 0.05% 的 - 沸石催化剂。各反应单元的主要操作条件详见表 2。精馏 系统各塔的工艺操作条件详见表 3。 0026 表 1 说 明 书 CN 103772128 A 7 5/7 页 8 表 2 表 3 【实施例 2】 说 明 书 CN 。
29、103772128 A 8 6/7 页 9 以重整 C9+为原料， 原料组成如表 4 所示。 0027 工艺流程如图1所示。 新鲜重整C9+原料100t/h和循环重芳烃塔塔釜物料13.9t/ h， 与歧化与烷基转移来的较低纯度氢气 （氢气纯度为 80mol%） 进入催化加氢单元反应， 新鲜 氢气 8.46t/h（氢气纯度为 93mol%） 、 循环甲苯和含少量碳十芳烃的碳九组分一起进入歧化 与烷基转移单元， 两个反应单元排出少量轻轻产物， 液相反应产物再依次进入精馏单元的 苯塔、 甲苯塔、 二甲苯塔和重芳烃塔分离， 在苯塔顶采出高纯度苯产品 （苯纯度为 99.9wt%） ， 甲苯塔顶得到的甲苯。
30、 28.0t/h 返回歧化与烷基转移单元， 二甲苯塔塔顶的二甲苯 156.4t/h 进入对二甲苯吸附分离单元， 经吸附分离后 47.3t/h 去结晶分离单元， 结晶分离分结晶、 发 汗和熔融三个步骤， 其中结晶温度为 -20， 发汗温度为 15， 熔融温度为 30。得到高纯 度对二甲苯产品 （二甲苯纯度为 99.8wt%） 。重芳烃塔塔顶得到的含少量碳十芳烃的碳九组 分返回歧化与烷基转移单元， 重芳烃塔塔釜得到的碳十及以上组分 13.9t/h 返回到催化加 氢单元， 邻二甲苯和间二甲苯送入碳八芳烃异构化单元， 混二甲苯送入二甲苯塔分离。 0028 催化加氢单元采用固定床反应器， 反应器内装填的为负载重量比计0.04%的Pt和 0.13% 的 Pb 氢型无粘结剂 ZSM-5 沸石催化剂。歧化与烷基转移单元采用固定床反应器， 反 应器内充填含铋为 0.05% 的 - 沸石催化剂。各反应单元的主要操作条件详见表 5。精馏 系统各塔的工艺操作条件详见表 6。 0029 表 4 表 5 说 明 书 CN 103772128 A 9 7/7 页 10 表 6 说 明 书 CN 103772128 A 10 1/1 页 11 图 1 说 明 书 附 图 CN 103772128 A 11 。