技术领域
本发明涉及从混合的低级烷烃生产芳香烃的方法。更具体地说， 本发明涉及一种在脱氢芳构化过程中从乙烷和丙烷或乙烷、丙烷和 丁烷的混合物增加苯生产的两阶段方法。
背景技术
预期苯会有全球短缺，它是制造关键石化产品例如苯乙烯、苯 酚、尼龙和聚氨酯等所需要的。通常，苯及其它芳香烃是通过利用 溶剂萃取方法，从非芳香烃分离富含芳族化合物的原料馏份，例如 通过催化重整过程产生的重整油和石脑油裂解过程产生的裂解汽油 而获得的。
为面对这种预期的供应短缺，已经研究了用于从每分子含有六 个或更少碳原子的烷烃生产芳香烃(包括苯)的许多催化剂和方法。这 些催化剂通常是双官能的，含有沸石或分子筛材料以提供酸度，以 及一种或多种金属例如Pt、Ga、Zn、Mo等以提供脱氢活性。例如， 美国专利4,350,835描述了利用含有少量Ga的ZSM-5-型家族的结晶 沸石催化剂，将含乙烷的气态进料转变成芳香烃的方法。作为另一 个例子，美国专利7,186,871描述了利用含有Pt和ZSM-5的催化剂 对C1-C4烷烃的芳构化。
多数低级烷烃脱氢芳构化过程采用一步反应。例如，EP 0147111 描述了一种芳构化过程，其中C3-C4进料与乙烷混合，并且全部在 单个反应器中一起反应。这些方法中少数包括两个分开的步骤或阶 段。例如，US 3,827,968描述了一种包括低聚反应紧接着芳构化的方 法。US 4,554,393和US 4,861,932描述了用于丙烷的两步方法，包括 脱氢紧接着芳构化。这些例子均没有提到低级烷烃在两个阶段中都 发生芳构化的两阶段方法。
单种烷烃转化成芳香烃的容易度随着碳数增加而增加。当由乙 烷和更高级烃组成的混合进料在单个阶段中转变为苯加上更高级芳 烃时，所选择的反应强度是由所期望的总的烃类转化目标来决定的。 如果期望或需要显著水平的乙烷转化，这可能导致在更高温度下强 烈地运行这样的一步方法。这种更高强度的负面后果是致使较高级 烃例如丙烷会发生非选择性的副反应，导致过度氢解成更低值的甲 烷。最终结果是显著减少苯及其它芳香烃的总收率。
提供一种轻质烷烃脱氢芳构化方法，其中(a)能够优化混合烷烃 进料中各组分的转化，(b)苯的最终收率高于任何其它的单个芳香族 产物，和(c)减少了产生的不需要的甲烷副产物，这样的方法将是有 优势的。
发明概要
按照本发明，通过对丙烷最佳强度与对乙烷最佳强度解除耦合， 从而解决了上述问题。这通过设计一种如下所述的两阶段过程来实 现。
本发明提供了将混合的低级烷烃转化成芳香烃的方法，其包括 首先将至少包含丙烷和乙烷的混合低级烷烃进料在芳构化催化剂存 在下、在最大化丙烷(和任选可能存在于进料中的任何更高级烃例如 丁烷)转化为第一阶段芳香族反应产物的第一阶段反应条件下反应， 将所述第一芳香族反应产物与未反应的乙烷(和任选反应中可能产生 的任何其它非芳香烃，包括乙烷)分离，将乙烷(和任选至少一部分任 何其它非芳香烃)在芳构化催化剂存在下、在最大化乙烷(和任选在第 一阶段中可能产生的任何其它非芳香烃)转化为第二阶段芳香族反应 产物的第二阶段反应条件下反应，并任选地将乙烷(和可能产生的任 何其它非芳香烃)与第二阶段芳香族反应产物分离。
在第一和第二阶段的任一个或两个阶段中，也可以产生主要包 括甲烷和氢的燃料气体。所述燃料气体可以在任一或两个所述阶段 与芳香族反应产物分离。因此，燃料气体可以是本发明所述方法的 附加产物。
附图说明
图1是示意性流程图，说明了利用一阶段反应器-再生器方法， 从至少含有乙烷和丙烷的混合低级烷烃进料生产芳香烃(苯和高级芳 烃)的方法图解。
图2是示意性流程图，说明了利用两阶段反应器-再生器系统， 从至少含有乙烷和丙烷的混合低级烷烃进料生产芳香烃(苯和高级芳 烃)的方法图解。
发明内容
本发明是生产芳香烃的方法，其包括在约400至约700℃的温度 下和约0.01至约1.0Mpa的绝对压力下，使至少含有丙烷和乙烷、优 选至少20wt％乙烷和至少20wt％丙烷以及可能的其它烃例如丁烷的 烃原料与适合于促进这样的烃反应成为芳香烃例如苯的催化剂组合 物接触。每小时的气体时空速度(GHSV)可以在约300至约6000的范 围。这些条件用于每一阶段，但是阶段中的条件可以相同或不同。 所述条件可以在第一阶段中针对丙烷，和可能的其它更高级烷烃例 如丁烷，以及在第二阶段中针对乙烷的转化进行优化。在第一阶段 中，反应温度优选在约400至约650℃的范围，最优选约420至约 650℃，并且在第二阶段中，反应温度优选在约450至约680℃的范 围，最优选约450至约660℃。本发明方法主要期望的产品是苯、甲 苯和二甲苯(BTX)。在一个实施方式中，可以针对丙烷向BTX的转 化来优化第一阶段反应条件。任选，也可以针对可以存在于原料中 的任何更高级烃向BTX的转化来优化第一阶段反应条件。在另一个 实施方式中，可以针对乙烷向BTX的转化来优化第二阶段反应条件。 任选，也可以针对第一阶段可以产生的任何其它非芳香烃向BTX的 转化来优化第二阶段反应条件。
第一阶段和第二阶段反应器可以在相似条件下操作。当任一反 应器在更高温度，即约630-650℃以上运行时，即使该阶段的净进料 单程转化率可能更高，但会产生更多的燃料气体和较少的芳香烃。 因此，最好在较低温度下运行并在各阶段的各单程中转化较少的进 料，以便产生总量上更多的芳香烃，即便更多的乙烷必须被再循环。 在优选的范围内进行操作有助于通过最小化燃料气体产生而最大化 芳香烃产生。使用更高的温度可能最大化燃料气体的产生。
燃料气体可以是本发明方法的附加产物。燃料气体主要包括与 芳香烃一起产生的甲烷和氢。燃料气体可以用来发电和/或产生蒸汽。 燃料气体中的氢可以被分离并用于需要氢的精炼或化学反应，包括 在下面论述的甲苯和/或二甲苯的加氢脱烷基。
每阶段利用分开的反应器或每阶段利用同一反应器，以分批方 式实施本方法是可能的，但是高度优选的是在分开的反应器中以连 续方式实施所述方法。每个阶段可以在单个反应器中或在两个以上 并联的反应器中实施。优选地，每个阶段使用至少两个反应器，以 便一个反应器可以用于芳构化而另一个反应器脱机，这样可以再生 催化剂。芳构化反应器体系可以是流化床、移动床或循环固定床设 计。循环固定床设计优选用于本发明。
原料中的烃可以包含至少约20wt％的丙烷、至少约20wt％的乙 烷、和任选地至少约10至20wt％的丁烷、戊烷等。在一种实施方式 中，原料是约30至约50wt％丙烷和约30至约50wt％乙烷。进料可 以包含少量的C2-C4烯烃，优选不超过5至10重量百分比。太多的 烯烃可能导致不能接受的结焦量和催化剂的失活。
混合的丙烷/乙烷或混合的C2-C4低级烷烃进料流可以来源于， 例如，源自天然气、精炼或石化流包括废液流的富乙烷/丙烷流。潜 在的适于进料流的例子包括(但是不局限于)来自天然气(甲烷)提纯 的残留乙烷和丙烷和丁烷、在液化天然气(LNG)场所共同产生的纯乙 烷和丙烷和丁烷流(亦称天然气液)、来自原油生产共同产生的伴生气 (它们通常太少，不适合建造一个LNG厂，但是可能足以建造一个化 工厂)的C2-C4流、来自蒸汽裂化炉的未反应的“废料”流、和来自 石脑油重整器的C1-C4副产品流(后面两个在一些市场例如中东的价 值低)。
通常，主要包含甲烷的天然气在升高的压力下进入LNG厂，并 被预处理以产生适合于在低温下液化的纯化进料。将乙烷、丙烷、 丁烷及其它气体与甲烷分离。纯化的气体(甲烷)利用热交换器通过多 个冷却阶段进行处理，以逐渐降低其温度直到实现液化。分离的气 体可以用作本发明的进料流。本发明的方法产生的副产品流可能必 须冷却以备存储或再循环，冷却可以利用冷却纯化甲烷气的热交换 器来实施。
可以使用各种催化剂的任何一种来促进丙烷和乙烷以及可能的 其它烷烃反应成为芳香烃。U.S.4,899,006中描述了一种这样的催化 剂，所述专利在此以其全部内容通过引用并入本文通过引用并入本 文。其中描述的催化剂组合物包含其上沉积了镓的铝硅酸盐和/或其 中阳离子已经与镓离子交换的铝硅酸盐。二氧化硅与氧化铝的摩尔 比率为至少5∶1。
EP 0244162中描述了可以用于本发明方法的另一种催化剂。这 种催化剂包含前段中描述的催化剂和选自VIII族金属的铑和铂。所述 铝硅酸盐据说优选是MFI或MEL型结构，并且可以是ZSM-5、 ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12或ZSM-35。
U.S.7,186,871和U.S.7,186,872中描述了可以用于本发明方法 的其它催化剂，两个专利在此以其全部内容通过引用并入本文。第 一个专利描述了含铂的ZSM-5结晶沸石，其通过制备在结构中含有 铝和硅的沸石、在所述沸石上沉淀铂并煅烧所述沸石而合成。第二 个专利描述了在结构中包含镓并基本不含铝的催化剂。
优选地，催化剂由沸石、促进脱氢反应的铂族贵金属、和第二 种惰性或不太活泼的金属组成，所述第二种金属将削弱所述贵金属 将进料中的C2和更高级烃催化氢解成甲烷和/或乙烷的倾向。能使 用的起削弱作用的金属包括下面描述的那些。
可以用于本发明方法的其它催化剂包括U.S.5,227,557中描述的 那些，所述专利在此以其全部内容通过引用并入本文。这些催化剂 包含MFI沸石以及至少一种铂族贵金属和选自锡、锗、铅和铟中的 至少一种其它金属。
用于本发明的一种优选催化剂描述在2009年2月16日提交的 美国申请No.12/371787中，该申请题为“乙烷转化为芳香烃的方法”。 这个申请在此以其全部内容通过引用并入本文。该申请描述了一种 催化剂，其包含：(1)以金属为基准，0.005至0.1wt％(重量％)的铂、 优选0.01至0.05wt％，(2)以金属为基准，选自锡、铅和锗的削弱作 用金属的量优选不超过催化剂的0.2wt％，并且其中铂的量可以多于 削弱作用金属的量不超过0.02wt％；(3)10至99.9wt％的铝硅酸盐， 优选沸石，以铝硅酸盐为基准，优选30至99.9wt％，优选选自ZSM-5、 ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23或ZSM-35，优选转化为H+形式，优选 SiO2/Al2O3摩尔比为20∶1至80∶1，和(4)粘合剂，优选选自二氧化硅、 氧化铝和其混合物。
用于本发明的另一种优选催化剂描述在2008年2月20日提交 的美国临时申请No.61/029939中，该申请题为“乙烷转化为芳香烃 的方法”。这个申请在此以其全部内容通过引用并入本文。所述申 请描述了一种催化剂，其包含：(1)以金属为基准，0.005至0.1wt％(重 量％)的铂、优选0.01至0.06wt％、最优选0.01至0.05wt％，(2)铁的 量等于或大于铂的量，但是以金属为基准，不超过催化剂的0.50wt％、 优选不超过催化剂的0.20wt％、最优选不超过催化剂的0.10wt％；(3) 10至99.9wt％的铝硅酸盐，优选沸石，以铝硅酸盐为基准，优选30 至99.9wt％，优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23或ZSM-35， 优选转化为H+形式，优选SiO2/Al2O3摩尔比为20∶1至80∶1，和(4)粘 合剂，优选选自二氧化硅、氧化铝和其混合物。
用于本发明的另一种优选催化剂描述在2009年2月16日提交 的美国申请No.12/371803中，该申请题为“乙烷转化为芳香烃的方 法”。这个申请在此以其全部内容通过引用并入本文。该申请描述 了一种催化剂，其包含：(1)以金属为基准，0.005至0.1wt％(重量％) 的铂、优选0.01至0.05wt％、最优选0.02至0.05wt％，(2)镓的量等 于或大于铂的量，以金属为基准，优选不超过1wt％，最优选不超过 0.5wt％；(3)10至99.9wt％的铝硅酸盐，优选沸石，以铝硅酸盐为基 准，优选30至99.9wt％，优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23 或ZSM-35，优选转化为H+形式，优选SiO2/Al2O3摩尔比为20∶1至 80∶1，和(4)粘合剂，优选选自二氧化硅、氧化铝和其混合物。
芳构化反应中不期望的一种产物是焦，其可能使催化剂减活。 虽然选择催化剂和操作条件和反应器来最小化焦的产生，但通常在 催化剂使用寿命期间有时需要对其进行再生。再生可以增加催化剂 的使用寿命。
结焦催化剂的再生已经在商业上实行了数十年，各种再生方法 是本领域技术人员知道的。
催化剂的再生可以在芳构化反应器中或单独的再生容器或反应 器中实施。例如，可以如美国专利No.4,795,845的描写，通过在含 氧气体存在下，升高的温度下烧灼所述焦来再生催化剂，所述专利 在此以其全部内容通过引用并入本文。在美国专利No.4,613,716的 实施例中说明了用空气和氮进行再生，所述专利在此以其全部内容 通过引用并入本文。其它可能的方法包括空气煅烧、氢还原和用硫 或硫化材料处理。铂催化剂已经用来协助沉积在这种催化剂上的焦 的燃烧。
在此使用的优选的再生温度范围从约450至约788℃。用于在第 一阶段中再生的优选温度范围从约470至约788℃。用于在第二阶段 中再生的优选温度范围从约500至约788℃。
未反应的甲烷和副产物烃可以用于其它步骤、被储存和/或再循 环。可能必须冷却这些副产物以使其液化。当来源于LNG厂的乙烷 或混合的低级烷烃作为天然气提纯的结果时，至少一些副产物可以 利用用于液化纯化天然气(甲烷)的热交换器进行冷却和液化。
甲苯和二甲苯可以通过加氢脱烷基被转化为苯。加氢脱烷基反 应包括甲苯、二甲苯、乙苯和更高级芳烃与氢反应，从芳环中剥离 烷基，产生额外的苯和轻馏分包括从苯中分离的甲烷和乙烷。这个 步骤显著地增加了苯的总收率，因此是高度有利的。
热和催化加氢脱烷基方法均是本技术领域已知的。美国公布的 专利申请No.2009/0156870描述了加氢脱烷基方法，所述专利申请 在此以其全部内容通过引用并入本文。
本发明的整体工艺也可以包括苯与丙烯反应生成异丙基苯，其 可以被进而转化为苯酚和/或丙酮。丙烯可以在丙烷脱氢装置中单独 产生，或可以来自烯烃裂化过程的排出流或其它来源。美国公布的 专利申请No.2009/0156870描述了苯与丙烯反应以产生异丙基苯的 方法，所述专利申请在此以其全部内容通过引用并入本文。
本发明的整体工艺也可以包括苯与烯烃例如乙烯的反应。乙烯 可以在乙烷脱氢装置中单独产生，或可以来自烯烃裂化过程的排出 流或其它来源。乙苯是一种有机化合物，是一种芳烃。它的主要用 途是在石油化学工业中作为生产苯乙烯的中间化合物，苯乙烯又用 于制造聚苯乙烯，一种普遍应用的塑料材料。美国公布的专利申请 No.2009/0156870描述了苯与乙烯反应生产乙苯的方法，所述专利申 请在此以其全部内容通过引用并入本文。
然后，可以通过乙苯的脱氢产生苯乙烯。美国专利No.4,857,498 描述了生产苯乙烯的一种方法，所述专利在此以其全部内容通过引 用并入本文。美国专利No.7,276,636描述了生产苯乙烯的另一种方 法，所述专利在此以其全部内容通过引用并入本文。
实施例
提供以下实施例仅出于说明性目的，而不会限制本发明的范围。
实施例1
在这个实施例中，实验室试验结果用来说明一阶段芳构化过程 与每个阶段中采用相同催化剂的两阶段过程的对比。本实施例的低 级烷烃进料由各50wt％的乙烷和丙烷组成，第二阶段的温度高于第 一阶段的温度。
催化剂A在直径1.6mm的圆柱形挤出粒子上制造，所述粒子含 有80wt％的沸石ZSM-5CBV 2314粉末(SiO2/Al2O3摩尔比为23∶1， 可以从Zeolyst International获得)和20wt％氧化铝粘合剂。所述挤出 物样品在空气中锻烧直至650℃，以在用于催化剂制备之前除去残留 水分。催化剂A的目标金属载量为0.025％w Pt和0.09wt％Ga。
通过首先将适量的四氨合硝酸铂和硝酸镓(III)的水溶液合并，用 去离子水稀释该混合物到刚好足够填充上述ZSM-5/氧化铝挤出物的 孔隙的体积，并在室温和大气压下用该溶液浸渍所述挤出物，从而 将金属沉积在25-100克所述挤出物样品上。浸渍过是样品在室温下 老化2-3小时，然后在100℃干燥过夜。
将催化剂A进行下述三个性能试验。性能试验1在可以用于使 用混合乙烷/丙烷进料进行一阶段芳构化过程的条件下实施。性能试 验2和3在可以分别用于本发明两阶段芳构化过程的第一和第二阶 段的条件下实施。
对于三个性能试验的每一个，都将15-cc的新鲜(以前未试验过) 催化剂载料“照原样”不压碎就装载到316H型不锈钢管子(内径 1.40cm)中，并放入与气流系统连接的四区熔炉中。
在性能试验1之前，将新装的催化剂A在大气压力(大约0.1MPa 绝对压力)下如下进行就地预处理：
(a)用大约60升每小时(L/hr)的空气煅烧，在此期间，反应器壁 温度在12小时内从25℃提高到510℃，在510℃保持4-8小时，然 后在1小时内进一步从510℃升高到630℃，然后在630℃保持30min；
(b)以大约60L/hr、630℃的氮气吹扫20min；
(c)以60L/hr的氢气还原30min，在此期间，反应器壁温度从 630℃提高到675℃。
在上述还原步骤结束时，终止氢气流，并将催化剂进料在大气 压力(大约0.1MPa绝对压力)、675℃反应器壁温度和1000GHSV进 料速度(每立方厘米催化剂每小时1000立方厘米进料)下，暴露于由 50wt％乙烷和50wt％丙烷组成的进料。进料引入三分钟后，通过在 线气相色谱仪对总反应器出口流进行取样，用于分析。根据从气相 色谱分析获得的组成数据，按照以下公式计算初始的乙烷、丙烷和 总的转化率：
乙烷转化率，％＝100×(进料中乙烷wt％-出口流中乙烷wt％) /(进料中乙烷wt％)
丙烷转化率，％＝100×(进料中丙烷wt％-出口流中丙烷wt％) /(进料中丙烷wt％)
乙烷+丙烷总转化率＝((进料中乙烷wt％×％乙烷转化率)+(进 料中丙烷wt％×％丙烷转化率))/100
性能试验2以与以上性能试验1同样的方式并在相同条件下实 施，不同在于空气煅烧预处理步骤期间的最终温度为600℃、氮气吹 扫和氢还原步骤在600℃执行、和乙烷/丙烷进料在600℃反应器壁温 度下引入。这模拟了两阶段过程的第一阶段。
对于性能试验3，将新装的催化剂A在大气压力(大约0.1MPa 绝对压力)下如下进行就地预处理：
(a)用大约60升每小时(L/hr)的空气煅烧，在此期间，反应器壁 温度在12小时内从25℃提高到510℃，然后在510℃保持4-8小时；
(b)大约60L/hr、510℃的氮气吹扫30min；
(c)用氢气以60L/hr还原2小时。
在上述还原步骤结束时，终止氢气流，并将催化剂装料在大气 压力(大约0.1MPa绝对压力)、510℃反应器壁温度和1000GHSV进 料速度(每立方厘米催化剂每小时1000立方厘米进料)下，暴露于由 100wt％乙烷组成的进料。在这些条件下过10min后，反应器壁温度 提高到621℃。引入乙烷进料25min后，通过在线气相色谱仪对总的 反应器出口流取样，用于分析。根据从气相色谱分析获得的组成数 据，按照上面给出的公式计算初始的乙烷、丙烷和总的转化率：
表1列出了上述性能试验1-3的总产物流进行在线气相色谱分析 的结果。
表1
性能试验 1 2 3 催化剂 A A A 催化剂体积，cc 15 15 15 反应器壁温度，℃ 675 600 621 压力，MPa 0.1 0.1 0.1 进料组成 乙烷，wt％ 50 50 100 丙烷，wt％ 50 50 -0- 总进料速率，GHSV 1000 1000 1000 总进料速率，WHSV 1.93 1.88 1.61 乙烷转化率，％ 51.50 1.10 49.28 丙烷转化率，％ 99.50 98.62 - 乙烷+丙烷总转化率，％ 75.49 49.84 49.28 反应器出料组成，wt％ 氢 5.43 3.44 4.71 甲烷 17.33 9.91 7.56 乙烯 5.51 2.81 3.95 乙烷 24.26 49.47 50.72 丙烯 0.59 0.42 0.58 丙烷 0.25 0.69 0.70 C4 0.09 0.08 0.11 C5 -0- -0- -0- 苯 26.64 18.40 16.60 甲苯 10.21 11.77 8.72 C8芳香烃 1.47 2.67 1.70 C9+芳香烃 8.22 0.34 4.65
总芳香烃 46.54 33.18 31.67
从表1能够看出，一阶段方法从给定的乙烷/丙烷进料产生 46.54wt％总芳香烃，而两阶段方法基于100wt％总进料进入阶段1， 然后将在阶段1未转化的乙烷进料到阶段2，产生了48.85wt％总芳 香烃。在真正的两阶段操作中，阶段2的进料包括阶段1出料中除 了燃料气体(甲烷和氢气)之外的全部非芳香烃，也是可能的。这些非 芳香烃将不仅包括未转化的乙烷而且还包括乙烯、丙烯、丙烷等， 以进入阶段1的100wt％总进料为基准，这将有可能将总芳香烃收率 增加到略超过50wt％。
实施例2：
方法配置比较
2.1一阶段方法(比较性)
图1是示意性流程图，说明了利用一阶段反应器-再生器方法， 从含有50wt％乙烷和50wt％丙烷的进料生产芳香烃(苯和高级芳烃) 的方法图解。
25吨/hr(tph)主要由50/50(乙烷/丙烷)混合进料(包括少量的甲 烷、丁烷等)组成的流1，与主要由乙烷与可能包括但不限于乙烯、 丙烯、甲烷、丁烷的其它烃和一些氢气组成的再循环流2混合。此 时将总进料流3引入到单阶段芳构化反应器100。所述芳构化反应器 体系可以是流化床、移动床或循环固定床设计。这里使用循环固定 床设计。反应器体系使用上面实施例1中描述的“催化剂A”。未 转化的反应物以及产物通过流4离开反应器100，并被送到分离系 统。未转化的反应物和轻质烃在流2中再循环回到反应器100，同时 分离系统得到燃料气体(主要是来自蒸气-液体分离器200的流8中的 甲烷和氢气)、C9+液体产物以及苯、甲苯和二甲苯(BTX)。
反应器100在大约1大气压力和在675℃的温度下操作，而再生 器300在730℃左右操作，在再生器300中除去在反应器100中形 成的焦.通过再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步 骤需要的热量(9)。在再生步骤中，含有焦的催化剂通过流5流到再 生器300并供应汽提气。再生催化剂通过流6流回到反应器100，并 且汽提气通过流7离开再生器300。
反应器100几乎完成了丙烷的完全转化(大于99％)，同时转化约 一半的乙烷，如表1和上文的性能试验1中情况就是这样。单程混 合进料平均转化率为75.49％。如图1所示，液体产物在三个串联塔 序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归纳在下面表2 中。这种一阶段的操作方式产生约8.33tph的苯(来自通过流10的塔 400)、3.25tph的甲苯(来自通过流11的塔500)和0.5tph的混合二甲 苯(来自通过流12的塔600)，相对于混合进料，由此产生的总BTX 收率为49wt％，总液体收率为60wt％。燃料气体生成(流8)为9.2tph， 其为混合进料的36.7wt％。
2.2两阶段方法
图2是示意性流程图，使用本发明的两阶段反应器-再生器体系， 从含有50wt％乙烷和50wt％丙烷的进料生产芳香烃(苯和较高级芳 烃)。
将25吨/hr(tph)主要为50/50乙烷/丙烷的混合进料，包含少量 甲烷、丁烷等(流1)进料到使用实施例1中描述的“催化剂A”的阶 段1芳构化反应器100。第一阶段反应器100在大约1大气压力和在 约600℃温度下操作，而阶段1再生器200在730℃左右操作，其除 去所述反应器100中形成的焦。通过再生步骤期间预热的热催化剂 固体混合物提供反应步骤需要的热量。反应器100几乎完成了丙烷 的完全转化(大于98％)以及极少的乙烷转化，如表2的性能试验2 中的情况。反应器流出物流3a然后与下面描述的第二阶段反应器300 的反应器流出物(流3b)混合。两个阶段反应器的合并流出物(流4)然 后进料到分离系统，在那里主要由乙烷和一些其它烃，可能包括乙 烯、丙烷、丙烯、甲烷、丁烷组成的未转化的反应物和轻质烃以及 一些氢气被用作使用上述“催化剂A”的阶段-2芳构化反应器300 的进料(流2)。
第二阶段反应器300在大约1大气压和约620℃温度下操作，而 再生器400在730℃左右操作，其除去所述反应器中形成的焦。通 过在再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的 热量。第二阶段反应器300转化了几乎一半进料给它的乙烷，正如 上表1中性能试验3的情况。第二阶段反应器300的流出物(流3b) 与上述第一阶段反应器100的流出物混合。所述芳构化反应器体系 的阶段1和阶段2均使用循环固定床设计。
从乙烷和丙烷(进料)在两个阶段中的累积转化率获得混合进料 的平均单程转化率，计算为74.5％。如图2所示，液体产物在三个串 联塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归纳在下 面表3中。这种两阶段运行方式产生约8.6tph的苯(来自通过流10 的塔600)、5.1tph甲苯(来自通过流11的塔700)和1.1tph二甲苯(来 自通过流12的塔800)，相对于混合进料，由此产生的总BTX收率 为60wt％，总液体收率为65wt％。得到的不期望的燃料气体(来自蒸 汽-液体分离器500的流8)为约7tph，其是混合进料的约28wt％。
2.3方法配置的比较
下表2显示了一阶段和两阶段方法的系统性能的比较。比较了 所述方法产生的恒定总进料转化率的条件。与两阶段方法中两个阶 段的每一阶段相比较，单阶段方法必须在更高温度下操作以达到相 似的每程进料转化率。从表2显然看出，与一阶段方法相比较，两 阶段操作产生更高的苯、甲苯、混合二甲苯和C9+液体的产物收率， 不期望的燃料气体生成更少。
表2
注意：
·所有的收率表示为进入全过程的每吨混合进料的产物吨数，表示 为百分比。
·两阶段方法的每程平均转化率按下式计算：
总丙烷转化率x混合进料中丙烷的摩尔分数)+(总乙烷转化率x混合 进料中乙烷的摩尔分数)
实施例3
本实施例中，实验室试验的结果被用来说明一阶段芳构化方法 与在每个阶段中使用不同催化剂的两阶段方法的对比。本实施例的 低级烷烃原料由各50wt％的乙烷和丙烷组成，第二阶段的温度高于 第一阶段的温度。
催化剂B在可以从Zeolyst International获得的沸石ZSM-5 3024E粉末(SiO2/Al2O3摩尔比为30∶1)上制备。在用于催化剂制备之 前，ZSM-5粉末样品在空气中煅烧直到650℃以除去残留水分。催化 剂B的目标金属载量是铂和锡各0.04wt％。
通过首先将适量的四氨合硝酸铂和硝酸锡(IV)的储用水溶液合 并，用去离子水稀释该混合物到刚好足够填充所述粉末的孔隙体积， 并用该溶液在室温和大气压下浸渍所述粉末，从而将金属沉积在50 克上述ZSM-5样品上。浸渍过的样品在室温下老化大约2小时，然 后在100℃干燥过夜。
干燥催化剂粉末装入塑料袋中，并使用等静压机在1380barg压 力下压2min。产生的“石块”然后被压碎并过筛，以获得适合于性 能试验的2.5-8.5mm粒子。
对于性能试验4，将15-cc的新鲜(以前未试验过的)、压过并压 碎的催化剂B装入316H型不锈钢管子(内径1.40cm)并放入与气流系 统连接的四区熔炉中。以与上面实施例1中性能试验3相同的方式 和相同条件下执行性能试验4。根据气相色谱分析获得的组成数据， 按照上面实施例1给出的公式计算初始的乙烷、丙烷和总转化率。
表3列出了性能试验1和2(来自实施例1)以及性能试验4的总 产物流的在线气相色谱分析结果。性能试验1在用于使用混合乙烷/ 丙烷进料的一阶段芳构化方法的条件下实施。性能试验2和4在可 以分别用于本发明两阶段芳构化过程的第一和第二阶段的条件下实 施。
表3
性能试验 1 2 4 催化剂 A A B 催化剂体积，cc 15 15 15 反应器壁温度，℃ 675 600 621 压力，MPa 0.1 0.1 0.1 进料组成 乙烷，wt％ 50 50 100
丙烷，wt％ 50 50 -0- 总进料速率，GHSV 1000 1000 1000 总进料速率，WHSV 1.93 1.88 2.05 乙烷转化率，％ 51.50 1.10 50.97 丙烷转化率，％ 99.50 98.62 - 乙烷+丙烷总转化率，％ 75.49 49.84 50.97 反应器出料组成，wt％ 氢 5.43 3.44 4.78 甲烷 17.33 9.91 8.48 乙烯 5.51 2.81 4.23 乙烷 24.26 49.47 49.03 丙烯 0.59 0.42 0.54 丙烷 0.25 0.69 0.60 C4 0.09 0.08 0.10 C5 -0- -0- 0.01 苯 26.64 18.40 15.19 甲苯 10.21 11.77 8.93 C8芳香烃 1.47 2.67 1.93 C9+芳香烃 8.22 0.34 6.19 总芳香烃 46.54 33.18 32.24
从表3能够看出，一阶段方法从给定的乙烷/丙烷原料产生 46.54wt％总芳香烃，而两阶段方法基于100wt％总进料进入阶段1、 然后将在阶段1未转化的乙烷进料到阶段2，产生了49.13wt％总芳 香烃。在真正的两阶段操作中，阶段2的进料包括阶段1输出中除 了燃料气体(甲烷和氢气)之外的全部非芳香烃，也是可能的。这些非 芳香烃将不仅包括未转化的乙烷而且还包括乙烯、丙烯、丙烷等， 以进入阶段1的100wt％总进料为基准，这将有可能将总芳香烃收率 增加到略超过50wt％。
实施例4
方法配置比较
4.1一阶段方法(比较性)
图1是示意性流程图，说明了利用反应器-再生器一阶段方法， 从含有50wt％乙烷和50wt％丙烷的进料生产芳香烃(苯和高级芳烃) 的方法图解。
25吨/hr(tph)主要由50/50(乙烷/丙烷)混合原料(包括少量的甲 烷、丁烷等等)组成的流1，与主要由乙烷与可能包括但不限于乙烯、 丙烯、甲烷、丁烷的其它烃和一些氢气组成的再循环流2混合。此 时将总进料流3引入到单阶段芳构化反应器100。所述芳构化反应器 体系可以是流化床、移动床或循环固定床设计。这里使用循环固定 床设计。反应器体系使用上面实施例1中描述的“催化剂A”。未 转化的反应物以及产物通过流4离开反应器100，并进料到分离系 统。未转化的反应物和轻质烃在流2中再循环回到反应器100，同时 分离系统得到燃料气体(主要是来自蒸气-液体分离器200的流8中的 甲烷和氢气)、C9+液体产物以及苯、甲苯和二甲苯(BTX)。
反应器100在大约1大气压力和在675℃的温度下操作，而再生 器300在730℃左右操作，在其中除去在反应器100中形成的焦。 通过再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的 热量(9)。在再生步骤中，含有焦的催化剂通过流5流到再生器300 并供应汽提气。再生催化剂通过流6流回到反应器100，并且汽提气 通过流7离开再生器300。
反应器100几乎完成了丙烷的完全转化(大于99％)，同时转化了 约一半的乙烷，正如表1和上面的性能试验1中情况。单程混合进 料平均转化率为75.49％。如图1所示，液体产物在三个串联塔序列 中被分离，以获得分离的液体产物。过程的收率归纳在下面表2中。 这种一阶段方式的操作产生约8.33tph的苯(来自通过流10的塔 400)、3.25tph的甲苯(来自通过流11的塔500)和0.5tph的混合二甲 苯(来自通过流12的塔600)，相对于混合进料，由此产生的总BTX 收率为49wt％，总液体收率为60wt％。制成的燃料气体(流8)为9.2tph， 其为混合进料的36.7wt％。
4.2两阶段方法
图2是示意性流程图，使用本发明的两阶段反应器-再生器体系， 从含有50wt％乙烷和50wt％丙烷的进料生产芳香烃(苯和高级芳烃)。
将26吨/hr(tph)主要为50/50乙烷/丙烷并包含少量甲烷、丁烷 等的混合进料(流1)进料到使用实施例3中描述的“催化剂A”的阶 段1芳构化反应器100。第一阶段反应器100在大约1大气压力和在 约600℃温度下操作，而阶段1再生器200在730℃左右操作，其除 去反应器100中形成的焦。通过在再生步骤期间预热的热催化剂固 体混合物提供反应步骤需要的热量。反应器100几乎完成了丙烷的 完全转化(大于98％)以及极少的乙烷转化，正如表3中性能试验2 的情况。反应器流出物流3a然后与下面描述的第二阶段反应器300 的反应器流出物(流3b)混合。两个阶段反应器的合并流出物(流4)然 后进料到分离系统，在那里主要由乙烷和可以包括乙烯、丙烷、丙 烯、甲烷、丁烷的一些其它烃组成的未转化的反应物和轻质烃以及 一些氢气被用作阶段-2芳构化反应器300的进料(流2)，该反应器使 用上面描述的“催化剂B”。
第二阶段反应器300在大约1大气压和约620℃温度下操作，而 再生器400在730℃左右操作，其除去所述反应器中形成的焦。通过 在再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的热 量。第二阶段反应器300转化了几乎一半所进料给它的乙烷，正如 上表3中性能试验4的情况。第二阶段反应器300的流出物(流3b) 与上述第一阶段反应器100的流出物混合。所述芳构化反应器体系 的阶段-1和阶段-2均使用循环固定床设计。
从乙烷和丙烷(进料)在两个阶段中的累积转化率获得混合进料 的平均单程转化率，经计算为75.35％。如图2所示，液体产物在三 个串联塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。过程的收率归纳 在下面表4中。这种两阶段运行方式产生约8.4tph的苯(来自通过流 10的塔600)、5.3tph甲苯(来自通过流11的塔700)和1.2tph二甲苯 (来自通过流12的塔800)，相对于混合进料，由此产生的总BTX收 率为60wt％，总液体收率为57.3wt％。不期望的燃料气体生成(来自 蒸汽-液体分离器500的流8)为约7.6tph，其是混合进料的约 29.2wt％。
4.3方法配置的比较
下表4显示了一阶段和两阶段方法的系统性能的比较。比较了 所述方法产生恒定总进料转化率的条件。与两阶段方法中两个阶段 的每一阶段相比较，单阶段方法必须在更高温度下操作以达到相似 的每程进料转化率。从表4显然看出，与一阶段方法相比较，两阶 段操作产生更高的苯、甲苯、混合二甲苯和C9+液体的产物收率， 不期望的燃料气体生成更少。
表4
注意：
所有的收率表示为进入全过程的每吨混合进料的产物吨数，表示为 百分比。
两阶段过程的每程平均转化率按下式计算：
(总丙烷转化率×混合进料中丙烷的摩尔分数)+(总乙烷转化率×混 合进料中乙烷的摩尔分数)
实施例5
该实施例中，实验室试验的结果用来说明一阶段芳构化方法与 在每个阶段中利用相同催化剂的两阶段方法的对比。本实施例的低 级烷烃原料由31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％正丁烷组成， 第二阶段的温度高于第一阶段的温度。
新鲜的15-cc催化剂A载料(如上面实施例1所述进行制备)按 下面的描述进行性能试验。性能试验5在用于使用混合乙烷/丙烷进 料的一阶段芳构化过程的条件下实施。性能试验6在用于本发明的 两阶段芳构化方法中使用乙烷/丙烷/丁烷混合进料的第一阶段的条 件下进行。性能试验3(实施例1中描述)在用于本发明的两阶段芳构 化过程中第二阶段的条件下执行。
性能试验5以与性能试验1(实施例1中描述)所用的同样方式并 在相同条件下执行，不同在于性能试验5的进料由31.6wt％乙烷、 29.5wt％丙烷和38.9wt％正丁烷组成。性能试验6以与性能试验2(实 施例1中描述)所用的同样方式并在相同条件下执行，不同在于性能 试验6的进料由31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％正丁烷组成。
表5列出了性能试验5、6和3的总产物流在线气相色谱分析结 果。根据从气相色谱分析获得的组成数据，按照以下公式计算初始 的乙烷、丙烷、正丁烷和总的转化率：
乙烷转化率，％＝100×(进料中乙烷wt％-出料流中乙烷wt％) /(进料中乙烷wt％)
丙烷转化率，％＝100×(进料中丙烷wt％-出料流中丙烷wt％) /(进料中丙烷wt％)
正丁烷转化率，％＝100×(进料中正丁烷wt％-出料流中正丁烷 wt％)/(进料中正丁烷wt％)
乙烷+丙烷+正丁烷总转化率＝((进料中乙烷wt％×乙烷 转化率％)+(进料中丙烷wt％×丙烷转化率％)+(进料中正丁烷 wt％×正丁烷转化率％))/100
表5
对于性能试验6，表5中记录的乙烷转化率％的负值表明，作为 丙烷和/或丁烷转化的副产物产生的乙烷的量超过了在该试验中转化 的乙烷的量。然而，从表5能够看出，一阶段方法从给定的乙烷/丙 烷/正丁烷原料产生49.57wt％总芳香烃，而两阶段方法基于100wt％ 总进料进入阶段1，然后将在阶段1未转化的乙烷进料到阶段2，产 生了53.20wt％总芳香烃。在真实的两阶段操作中，阶段2的进料包 括阶段1输出中除了燃料气体(甲烷和氢气)之外的全部非芳香烃，也 是可能的。这些非芳香烃将不仅包括乙烷而且还包括乙烯、丙烯、 丙烷等，以进入阶段1的100wt％总进料为基准，这将可能将总芳香 烃收率增加到略超过54wt％。
实施例6
方法配置比较
6.1一阶段方法(比较性)
图1是示意性流程图，说明了利用反应器-再生器一阶段方法， 从含有31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷的进料生产芳香 烃(苯和高级芳烃)的方法图解。
25吨/hr(tph)主要由31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷 (包括少量的甲烷、丁烷等)组成的混合进料(流1)，与主要由乙烷与 可能包括但不限于乙烯、丙烯、甲烷、丁烷的其它烃和一些氢气组 成的再循环流2混合。此时将总进料流3引入到单阶段芳构化反应 器100。所述芳构化反应器体系可以是流化床、移动床或循环固定床 设计。这里使用循环固定床设计。反应器体系使用上面实施例5中 描述的“催化剂A”。未转化的反应物以及产物通过流4离开反应 器100，并进料到分离系统。未转化的反应物和轻质烃在流2中再循 环回到反应器100，同时分离系统得到燃料气体(主要是来自蒸气-液 体分离器200的流8中的甲烷和氢气)、C9+液体产物以及苯、甲苯 和二甲苯(BTX)。
反应器100在大约1大气压力和在675℃的温度下操作，而再生 器300在730℃左右操作，在其中除去在反应器100中形成的焦。通 过再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的热 量(9)。在再生步骤中，含有焦的催化剂通过流5流到再生器300并 供应汽提气。再生催化剂通过流6流回到反应器100，并且汽提气通 过流7离开再生器300。
反应器100几乎完成了丙烷和丁烷的完全转化(大于99％)。单程 混合进料平均转化率为78.84％。如图1所示，液体产物在三个串联 塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归纳在下面 表6中。这种一阶段方式的操作产生约9.7tph的苯(来自通过流10 的塔400)、3.8tph的甲苯(来自通过流11的塔500)和0.6tph的混合 二甲苯(来自通过流12的塔600)，相对于混合进料，由此产生的总 BTX收率为56.2wt％，总液体收率为67.9wt％。燃料气体生成(流8) 为8tph，其为混合进料的31.9wt％。
6.2两阶段过程
图2是示意性流程图，使用本发明的两阶段反应器-再生器体系， 从含有31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷的进料生产芳香 烃(苯和高级芳烃)。
25吨/hr(tph)的混合进料(流1)，主要由31.6wt％乙烷、29.5wt％ 丙烷和38.9wt％丁烷并包括少量的甲烷、丁烷等组成(流1)，被进料 到使用实施例1中描述的“催化剂A”的阶段1芳构化反应器100 中。第一阶段反应器100在大约1大气压力和在约600℃温度下操作， 而阶段1再生器200在730℃左右操作，其除去反应器100中形成的 焦。通过在再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤 需要的热量。如表5对于性能试验6所示，反应器100几乎完成了 丁烷的完全转化和丙烷的98％转化，记录到的乙烷转化％是负值。 这表明作为丙烷和/或丁烷转化的副产物产生的乙烷的量超过了在该 试验中转化的乙烷的量。反应器流出物流3a然后与下面描述的第二 阶段反应器300的反应器流出物(流3b)混合。两个阶段反应器的合 并流出物(流4)然后进料到分离系统，在那里主要由乙烷和可以包括 乙烯、丙烷、丙烯、甲烷、丁烷的一些其它烃组成的未转化的反应 物和轻质烃以及一些氢气被用作阶段-2芳构化反应器300的进料(流 2)，该反应器使用上述“催化剂A”。
第二阶段反应器300在大约1大气压和约620℃温度下操作，而 再生器400在730℃左右操作，其除去所述反应器中形成的焦。通过 再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的热 量。第二阶段反应器300转化了几乎一半进料给它的乙烷，正如上 表3中性能试验4的情况。第二阶段反应器300的流出物(流3b)与 上面描述的第一阶段反应器100的流出物混合。所述芳构化反应器 体系的阶段-1和阶段-2均使用循环固定床设计。
从乙烷、丙烷和丁烷(进料)在两个阶段中的累积转化率获得混合 进料的平均单程转化率，经计算为74.5％。如图2所示，液体产物在 三个串联塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归 纳在下面表6中。这种两阶段运行方式产生约8.9tph的苯(来自通过 流10的塔600)、5.6tph甲苯(来自通过流11的塔700)和1.2tph二 甲苯(来自通过流12的塔800)，相对于混合进料，由此产生的总BTX 收率为62.6wt％，总液体收率为72.4wt％。不期望的燃料气体生成(来 自蒸汽-液体分离器500的流8)为约6.8tph，其是混合进料的约 27.3wt％。
6.3过程配置的比较
下表6显示了一阶段和两阶段方法的系统性能的比较。比较了 所述方法产生恒定总体进料转化率的条件。与两阶段方法中两个阶 段的每一阶段相比较，单阶段方法必须在更高温度下操作以达到相 似的每程进料转化率。从表6显然看出，与一阶段方法相比较，两 阶段操作产生更高的苯、甲苯、混合二甲苯和C9+液体的产物收率， 不期望的燃料气体生成更少。
表6
注意：
·所有的收率表示为进入全过程的每吨混合进料的产物吨数，表示 为百分比。
·两阶段过程的每程平均转化率按下式计算：
(总丙烷转化率×混合进料中丙烷的摩尔分数)+(总丁烷转化率×混 合进料中丁烷的摩尔分数)+(总乙烷转化率×混合进料中乙烷的摩尔分 数)
实施例7
该实施例中，实验室试验的结果用来说明一阶段芳构化方法与 在每个阶段中利用相同催化剂的两阶段方法的对比。本实施例的低 级烷烃原料由31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％正丁烷组成， 第二阶段的温度与第一阶段的温度相同。
新鲜的15-cc催化剂A载料(如上面实施例1所述进行制备)按 下面的描述进行性能试验。性能试验5(在实施例5中描述)在用于使 用混合乙烷/丙烷进料的一阶段芳构化过程的条件下实施。性能试验 7在用于本发明的两阶段芳构化过程中使用乙烷/丙烷/丁烷混合进料 的第一阶段的条件下进行。性能试验3(实施例1中描述)在用于本发 明的两阶段芳构化方法中第二阶段的条件下执行。
性能试验7以与性能试验6(在实施例5中描述)所用的同样方式 并在相同条件下实施，不同在于性能试验7使用的反应器壁温度为 621℃。
表7列出了性能试验5、7和3的总产物流在线气相色谱分析结 果。根据从气相色谱分析获得的组成数据，按照实施例5给出的公 式计算初始的乙烷、丙烷、正丁烷和总的转化率。
表7
性能试验 5 7 3 催化剂 A A A
催化剂体积，cc 15 15 15 反应器壁温度，℃ 675 621 621 压力，MPa 0.1 0.1 0.1 进料组成 乙烷，wt％ 31.6 31.6 100 丙烷，wt％ 29.5 29.5 -0- 正丁烷，wt％ 38.9 38.9 -0- 总进料速率，GHSV 1000 1000 1000 总进料速率，WHSV 2.24 2.24 1.61 乙烷转化率，％ 34.02 -9.61 49.28 丙烷转化率，％ 99.27 98.35 - 正丁烷转化率，％ 99.80 99.79 - 乙烷+丙烷+正丁烷总转化率，％ 78.84 64.77 49.28 反应器出料组成，wt％ 氢 4.93 4.41 4.71 甲烷 18.2 11.71 7.56 乙烯 5.57 3.61 3.95 乙烷 20.86 34.65 50.72 丙烯 0.57 0.52 0.58 丙烷 0.22 0.49 0.70 C4 0.08 0.08 0.11 C5 0 0 -0- 苯 28.33 20 16.60 甲苯 11.1 12.21 8.72 C8芳香烃 1.62 2.45 1.70 C9+芳香烃 8.52 9.87 4.65 总芳香烃 49.57 44.53 31.67
表7中对于性能试验7记录的乙烷转化率％的负值表明，作为丙 烷和/或丁烷转化的副产物产生的乙烷的量超过了在该试验中转化的 乙烷的量。然而，从表7能够看出，一阶段方法从给定的乙烷/丙烷/ 正丁烷原料产生49.57wt％总芳香烃，而两阶段方法程基于100wt％ 总进料进入阶段1，然后将在阶段1未转化的乙烷进料到阶段2，产 生了55.50wt％总芳香烃。在真实的两阶段操作中，阶段2的进料包 括阶段1输出中除了燃料气体(甲烷和氢气)之外的全部非芳香烃，也 是可能的。这些非芳香烃将不仅包括未转化的乙烷而且还包括乙烯、 丙烯、丙烷等，以进入阶段1的100wt％总进料为基准，这将有可能 将总芳香烃收率增加到略超过56wt％。
实施例8
方法配置比较
8.1一阶段方法(比较性)
图1是示意性流程图，说明了利用反应器-再生器一阶段方法， 从含有31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷的进料生产芳香 烃(苯和高级芳烃)的方法图解。
25吨/hr(tph)主要由31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷 (包括少量的甲烷、丁烷等)组成的混合进料(流1)，与主要由乙烷和 可能包含但不限于乙烯、丙烷、丙烯、甲烷、丁烷的其它烃以及一 些氢气组成的再循环流2混合。此时将总进料流3引入到单阶段芳 构化反应器100。所述芳构化反应器体系可以是流化床、移动床或循 环固定床设计。这里使用循环固定床设计。反应器体系使用上面实 施例7中描述的“催化剂A”。未转化的反应物以及产物通过流4 离开反应器100，并进料到分离系统。未转化的反应物和轻质烃在流 2中再循环回到反应器100，同时分离系统得到燃料气体(主要是来自 蒸气-液体分离器200的流8中的甲烷和氢气)、C9+液体产物以及苯、 甲苯和二甲苯(BTX)。
反应器100在大约1大气压力和在675℃的温度下操作，而再生 器300在730℃左右操作，在其中除去在反应器100中形成的焦。通 过再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的热 量(9)。在再生步骤中，含有焦的催化剂通过流5流到再生器300并 供应汽提气。再生催化剂通过流6流回到反应器100，并且汽提气通 过流7离开再生器300。
反应器100几乎完成了丁烷和丙烷的完全转化(大于99％)。单程 混合进料平均转化率为78.84％。如图1所示，液体产物在三个串联 塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归纳在下面 表6中。这种一阶段方式的操作产生约9.7tph的苯(来自通过流10 的塔400)、3.8tph的甲苯(来自通过流11的塔500)和0.6tph的混合 二甲苯(来自通过流12的塔600)，相对于混合进料，产生的总BTX 收率为56.2wt％，总液体收率为67.9wt％。燃料气体生成(流8)为8tph， 其为混合进料的31.9wt％。
8.2两阶段过程
图2是示意性流程图，使用本发明的两阶段反应器-再生器体系， 从含有31.6wt％乙烷、29.5wt％丙烷和38.9wt％丁烷的进料生产芳香 烃(苯和高级芳烃)。
25吨/hr(tph)的混合进料(流1)，其主要由31.6wt％乙烷、29.5wt％ 丙烷和38.9wt％丁烷包括少量的甲烷、丁烷等组成(流1)，被进料到 使用实施例1中描述的“催化剂A”的阶段1芳构化反应器100。第 一阶段反应器100在大约1大气压力和在约620℃温度下操作，而阶 段1再生器200在730℃左右操作，其除去反应器100中形成的焦。 通过再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提供反应步骤需要的 热量。如表7对于性能试验7所示，反应器100几乎完成了丁烷和 丙烷的完全转化，记录到的乙烷转化％是负值。这表明作为丙烷和/ 或丁烷转化的副产物产生的乙烷的量超过了在该试验中转化的乙烷 的量。反应器流出物流3a然后与下面描述的第二阶段反应器300的 反应器流出物(流3b)混合。两个阶段反应器的合并流出物(流4)然后 进料到分离系统，在那里主要由乙烷和可以包括乙烯、丙烷、丙烯、 甲烷、丁烷的一些其它烃组成的未转化的反应物和轻质烃以及一些 氢气被用作阶段-2芳构化反应器300的进料(流2)，该反应器使用上 面描述的“催化剂A”。
第二阶段反应器300在大约1大气压和与第一阶段相同的温度 (620℃)下操作，而再生器400在730℃左右操作，其除去所述反应 器中形成的焦。通过在再生步骤期间预热的热催化剂固体混合物提 供反应步骤需要的热量。第二阶段反应器300转化了几乎一半进料 给它的乙烷，正如上表7中性能试验3的情况。第二阶段反应器300 的流出物(流3b)与上面描述的第一阶段反应器100的流出物混合。 所述芳构化反应器体系的阶段-1和阶段-2均使用循环固定床设计。
从乙烷、丙烷和丁烷(进料)在两个阶段中的累积转化率获得混合 进料的平均单程转化率，经计算为80.9％。如图2所示，液体产物在 三个串联塔序列中被分离，以获得分离的液体产物。方法的收率归 纳在下面表8中。这种两阶段运行方式产生约8.6tph的苯(来自通过 流10的塔600)、5tph甲苯(来自通过流11的塔700)和1tph二甲苯 (来自通过流12的塔800)，相对于混合进料，由此产生的总BTX收 率为58.5wt％，总液体收率为72.5wt％。不期望的燃料气体生成(来 自蒸汽-液体分离器500的流8)为约6.8tph，其是混合进料的约27.2wt ％。
8.3方法配置的比较
下表6显示了一阶段和两阶段方法的系统性能的比较。比较了 所述方法产生恒定总进料转化率的条件。与两阶段方法中两个阶段 的每一阶段相比较，单阶段方法必须在更高温度下操作以达到相似 的每程进料转化率。从表8显然看出，与一阶段方法相比较，两阶 段操作产生更高的苯、甲苯、混合二甲苯和C9+液体的产物收率， 不期望的燃料气体生成更少。
表8
注意：
·所有的收率表示为进入全过程的每吨混合进料的产物吨数，表示 为百分比。
·两阶段方法的每程平均转化率按下式计算：
(总丙烷转化率×混合进料中丙烷的摩尔分数)+(总丁烷转化率×混 合进料中丁烷的摩尔分数)+(总乙烷转化率×混合进料中乙烷的摩尔分 数)