乙苯的轉化方法和對二甲苯製造方法

2023-08-06 18:14:36

專利名稱：乙苯的轉化方法和對二甲苯製造方法
技術領域：
本發明涉及乙苯的轉化方法和對二甲苯的製造方法。更具體而言，涉及使包含至 少1.0重量％以上的脂環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料中的乙苯主要轉化成苯的方法， 該方法可以減少二甲苯的損失、抑制催化活性的劣化，且可以實現較高的對二甲苯轉化率， 以及涉及由上述轉化而獲得的產物來蒸餾純化C8芳香族烴混合物，然後分離出對二甲苯 的方法。
背景技術：
在二甲苯異構體中，工業上最重要的原料是對二甲苯。對二甲苯被用作目前與尼 龍相提並論的主要聚合物聚酯的單體、對苯二甲酸的原料，近年來，對二甲苯在以亞洲為中 心的地區需求旺盛，預測今後該傾向也不會改變。另一方面，由於除了對二甲苯以外的二甲 苯異構體鄰二甲苯、間二甲苯的需求顯著低於對二甲苯，因此將鄰二甲苯、間二甲苯轉換成 對二甲苯在工業上是重要的。對二甲苯的原料是C8芳香族烴混合物。由於C8芳香族烴混合物一般包含二甲苯 異構體和乙苯以及碳原子數為9以上的高沸點成分，因此首先要通過蒸餾除去碳原子數為 9以上的高沸點成分。將純化後的C8芳香族烴混合物供給對二甲苯分離工序以分離出對二 甲苯。由於二甲苯異構體和乙苯的沸點彼此接近，難以通過蒸餾分離對二甲苯，因此利用深 冷分離法或吸附分離法。在深冷分離法的情況下，由於對二甲苯與其它二甲苯異構體和乙苯生成共晶混合 物，因此每1流程的對二甲苯回收率有限制，通常至多達到60%左右。在深冷分離法的情況 下，供給深冷分離的C8芳香族烴混合物中的對二甲苯濃度越高，生產率越高，而且每1流程 的對二甲苯回收率越高。在吸附分離法的情況下，在1流程中幾乎可回收100%對二甲苯。在吸附分離法的 情況下，在C8芳香族烴中最妨礙對二甲苯分離的成分是乙苯。因此，通過減少作為分離障 礙的乙苯可以降低吸附分離的負荷，且可以提高供給吸附分離的C8芳香族烴混合物中的 對二甲苯濃度，因而，降低供給吸附分離的C8芳香族烴混合物中的乙苯濃度可以提高在同 一吸附分離設備中的對二甲苯生產能力。從對二甲苯分離工序出來的對二甲苯貧瘠的C8芳香族烴接著被送至二甲苯異構 化工序，主要通過沸石催化劑進行異構化直至對二甲苯濃度接近熱力學平衡組成，通過蒸 餾分離除去沸點低於C8芳香族烴的副產物，然後與上述新的C8芳香族烴混合物混合併再 循環至除去高沸點成分的蒸餾塔，蒸餾除去碳原子數為9以上的高沸點成分，然後採用對 二甲苯分離工序再次分離回收對二甲苯。下文中將該一系列循環體系稱為「分離-異構化 循環」。圖4顯示一般的用於製造對二甲苯的「分離_異構化循環」的流程。通常，將對二 甲苯的原料C8芳香族烴混合物從箭頭線36所示的供給管線送至高沸點成分蒸餾分離工序 1。在想要除去C8芳香族烴混合物原料所包含的低沸點化合物的情況下，從箭頭線45所示的供給管線供給低沸點成分蒸餾分離工序4，此外，在不需要除去高沸點成分和低沸點成分 的情況下，有時從箭頭線46所示的供給管線直接提供至對二甲苯分離工序2。在上述所有 情況中，C8芳香族烴混合物原料均與採用二甲苯異構化工序3異構化直至對二甲苯濃度接 近熱力學平衡組成的C8芳香族烴成分一起送至對二甲苯分離工序2。在高沸點成分蒸餾 分離工序1中，通過箭頭線38所示的管線除去高沸點成分。除去了高沸點成分的C8芳香 族烴通過箭頭線37所示的管線被送至對二甲苯分離工序2，從箭頭線39所示的管線分離 回收對二甲苯。而且，對二甲苯濃度貧瘠的C8芳香族烴通過箭頭線40所示的管線被送至 二甲苯異構化工序3，從而被異構化直至對二甲苯濃度接近熱力學平衡組成。另外，在二甲 苯異構化工序中，還可通過箭頭線41所示的管線輸送氫氣或包含氫氣的氣體。從二甲苯異 構化工序出來的、包含副產物的C8芳香族烴混合物通過箭頭線42所示的管線被送至低沸 點成分蒸餾分離工序4，將二甲苯異構化工序中副生成的苯和甲苯等低沸點成分通過箭頭 線43所示的管線分離除去，將包含高沸點成分的對二甲苯濃度高的再循環原料通過箭頭 線44所示的管線送至高沸點成分蒸餾分離工序1。對於對二甲苯濃度高的再循環原料，採 用高沸點成分蒸餾分離工序1除去二甲苯異構化工序中副生成的高沸點成分，並再次再循 環至對二甲苯分離工序2。該供給「分離_異構化循環」的C8芳香族烴混合物包含上述乙苯。在上述「分 離-異構化循環」中，由於不能除去該乙苯，因而乙苯蓄積在循環體系中。為了防止該乙苯 的蓄積，如果採用某種方法除去，則與其除去率對應的量就會循環於「分離-異構化循環」。 如果乙苯循環量減少，則「分離_異構化循環」總體的循環量也減少，能量單耗減少，因此經 濟優勢較大。除此以外，由於供給對二甲苯分離工序的C8芳香族烴混合物所包含的對二甲 苯濃度增加、乙苯濃度降低，因此對二甲苯分離工序的負荷也可以下降，因而使對二甲苯增 產。作為除去乙苯的方法，通常使用的可以列舉，向在二甲苯異構化工序中使用的異 構化催化劑賦予乙苯轉化能力，在異構化反應時將乙苯轉換成二甲苯或可以容易地與二甲 苯分離的物質的方法，即在採用二甲苯異構化工序進行二甲苯的異構化的同時使乙苯異構 化成二甲苯的重整法(例如專利文獻1)，以及使乙苯氫化脫烷基以轉換成苯和乙烷，然後 蒸餾分離苯的脫烷基化法(例如專利文獻2)等。在重整法中，由於需要向催化劑賦予氫化/脫氫化能力，因此必須含有極其昂貴 的貴金屬鉬。此外，為了將乙苯轉換成二甲苯，使諸如環烷烴、鏈烷烴的非芳香族烴存在 在反應機制方面是必要的，該非芳香族烴以百分之幾 百分之幾十的濃度範圍存在於產物 中，循環於「分離-異構化循環」。此外，在重整法中的乙苯的轉化率受到熱力學平衡的限 制，結果僅為20 50%左右。另一方面，在脫烷基化法中，只要僅向催化劑賦予使由乙苯脫烷基而生成的乙烯 進行氫化的氫化能力即可，由於可以使用比鉬便宜的氫化活性金屬，或者即使在使用鉬的 情況下也可以大幅度減少其含量，因此催化劑便宜。此外，由於通過從乙苯脫烷基化反應而 生成的乙烯與氫氣的反應非常迅速，因此乙苯的脫烷基化反應實質上如同非平衡反應那樣 進行，因此可以獲得非常高的乙苯轉化率。根據上述狀況，最近，催化劑便宜、可以進一步減少「分離_異構化循環」的循環量 的脫烷基化法成為主流方法。
在將來自包含乙苯的C8芳香族烴的乙苯脫烷基化以轉換成苯，使鄰二甲苯、間二 甲苯異構化成對二甲苯時，(1)儘量提高乙苯轉化率對於降低對二甲苯製造所需的能量單 耗、使對二甲苯增產是優選的，(2)儘量提高對二甲苯轉化率對於提高循環在「分離-異構 化循環」中的C8芳香族烴中的對二甲苯濃度、提高對二甲苯的生產率是優選的，並且(3) 儘量減小二甲苯損失量對於降低對二甲苯製造的原料單耗、降低對二甲苯製造成本是優選 的。
另一方面，通常利用的對二甲苯的原料是對石腦油進行重整處理，然後通過分餾 而獲得的重整油系的C8芳香族烴混合物。該C8芳香族烴混合物的代表性組成是，乙苯18 重量％，對二甲苯19重量％，間二甲苯42重量％，鄰二甲苯21重量％。然而，隨著對二 甲苯需求量增加，上述重整油系的C8芳香族烴混合物的供給已經不足。此外，近年來，世界 的石油資源量有限，在呼籲石油遲早會枯竭的狀況下，作為對二甲苯的原料的熱裂解油系 的C8芳香族烴混合物(以下稱為裂解汽油)備受關注。該「裂解汽油」的代表性組成是， 乙苯60重量％，對二甲苯8重量％，間二甲苯19重量％，鄰二甲苯10重量％，非芳香族 化合物3重量％。「裂解汽油」，與重整油系的C8芳香族烴混合物相比，由於乙苯濃度較高，因此乙苯 蓄積在「分離_異構化循環」中，循環進「分離_異構化循環」的乙苯的量增加，對於對二甲 苯分離工序產生負荷，使對二甲苯減產，因此迄今為止僅僅使用有限量。此外，「裂解汽油，， 不僅大量包含乙苯還大量包含非芳香族烴，在使用脫烷基化法的情況下，由於循環進「分 離_異構化循環」的非芳香族烴較多，因此存在二甲苯異構化工序中的二甲苯損失急劇增 大，催化劑的劣化速度也變快這樣的問題。根據上述狀況，雖然在通過脫烷基化反應將乙苯轉換成苯和乙烷時，可以實現以 下4點，但是在對二甲苯的增產、原料單耗、能量單耗的降低和穩定供給原料方面在工業上 是重要的課題。(1)可以實現較高的乙苯轉化率。(2)可以在不加快催化劑的劣化速度的情況下對包含非芳香族烴的供給原料進行處理。(3)即使乙苯轉化率提高，也可以降低二甲苯損失。(4)可以實現較高的對二甲苯轉化率。迄今為止，在通過脫烷基化反應將乙苯轉換成苯和乙烷時，作為提高乙苯轉化率、 降低二甲苯損失的方法，嘗試使用結晶尺寸大於1微米的沸石使鄰二甲苯的擴散速度降低 (例如專利文獻3)。然而，在上述方法中，現狀是「裂解汽油」等的乙苯濃度較高並大量包含非芳香族 烴的原料使二甲苯損失急劇增大。此外，在二甲苯的異構化反應中，如果提高反應壓力，則下式所示的作為雙分子反 應的歧化、烷基轉移反應、芳香族烴的環氫化反應優先發生，因此二甲苯損失量、非芳香族 烴的生成量增加。此外，如果使用包含鉬的催化劑作為氫化/脫氫成分，則不僅催化劑價格 昂貴，而且隨著反應壓力、反應溫度的上升，芳香族烴的氫化反應更劇烈地進行，因此不僅 存在二甲苯損失增大的問題，而且存在連芳香族烴的回收率也變差(例如專利文獻4)這樣 的問題。
[化1]此外，作為進一步減少「分離-異構化循環」中的乙苯循環量的方法，有如下方法 在將原料C8芳香族烴混合物供給「分離_異構化循環」之前，採用上述脫烷基化法對C8 芳香族烴混合物中的乙苯進行處理，使其主要轉化成苯，進行蒸餾分離，大幅度降低循環進 「分離_異構化循環」的乙苯的濃度的方法(例如專利文獻5)；將原料C8芳香族烴混合物 供給具有氫化脫烷基能力的二甲苯異構化工序，然後供給對二甲苯分離工序的方法(例如 專利文獻6)等。這些方法在通過脫烷基化反應將乙苯轉換成苯和乙烷方面均與「分離_異構化循 環」的異構化反應同樣，但是在使用前者的情況下，由於供給原料未被在「分離-異構化循 環」中循環的C8芳香族烴稀釋，因此特別是在大量包含非芳香族烴的裂解汽油等作為供給 原料的情況下，二甲苯損失量極端增加，催化劑的劣化速度也急劇加快，在使用後者的情況 下，雖然供給原料被「分離_異構化循環」中循環的C8芳香族烴稀釋，但是向二甲苯異構化 工序供給的原料供給量增加，因此存在即使二甲苯損失方面稍微變差，對原料單耗的影響 較大這樣的問題。即，在使用大量包含非芳香族烴的裂解汽油等的情況下，如果使用現有技 術，則催化劑的劣化速度急劇增大，二甲苯損失也增加，因此存在催化劑壽命、原料單耗大 幅度變差這樣的問題，因而在使用大量包含乙苯、想要減少「分離_異構化循環」的乙苯循 環量的裂解汽油等的情況下，不可採用這些方法。專利文獻1 特公昭49-46606號公報專利文獻2 特開昭57-200319號公報專利文獻3 特公平8-16074號公報專利文獻4 美國專利4，899，001號公報(TABLEl)專利文獻5 特公平5-87054號公報
專利文獻6 特開平5-24661號公報

發明內容
本發明的課題在於，提供將大量包含非芳香族烴的 C8芳香族烴混合物中的乙苯 主要轉化成苯的方法，該方法可以減少二甲苯的損失量、抑制催化活性的劣化速度，且可以 實現較高的對二甲苯轉化率。此外，本發明要提供製造對二甲苯的方法，該方法可以使供給對二甲苯分離工序 的C8芳香族烴混合物中的乙苯濃度大幅度減少。本發明者們對C8芳香族烴混合物所包含的非芳香族烴的影響進行了詳細的調 查，結果發現，在非芳香族烴中特別是脂環式烴，會使C8芳香族烴混合物的二甲苯損失量 增加、使催化劑的劣化速度上升、使對二甲苯轉化率降低。對上述問題的解決方法進行了深入研究，結果發現，在使大量包含脂環式烴的、供 給二甲苯異構化工序的供給原料與包含錸的催化劑接觸而進行處理的情況下，出乎意料 地，可以通過提高反應壓力來抑制非芳香族烴的產生、歧化、烷基轉移反應，從而使由於循 環在「分離_異構化循環」的非芳香族烴、甲苯、C9+芳香族烴的產生而造成的二甲苯損失量 減少，從而完成了本發明。此外，還發現可以通過增大氫氣相對於供給原料的供給量來大幅 度抑制催化劑的劣化速度。即，本發明包括下述構成。(1) 一種乙苯的轉化方法，包括下述工序使包含1.0重量％以上的脂環式烴、乙 苯和二甲苯的供給原料在催化劑的存在下與氫氣接觸，從而將供給原料中的乙苯主要轉化 成苯，其中，所述催化劑是主要由MFI型沸石和無機氧化物構成並負載錸的催化劑，所述轉 化在1. OMPa-G以上的反應壓力下進行。(2) 一種對二甲苯的製造方法，包括以下工序將包含1.0重量％以上的脂環式 烴、乙苯和二甲苯的供給原料用於上述本發明的方法，從而將所述供給原料中的乙苯主要 轉化成苯的工序，通過對所得的反應產物進行蒸餾分離來純化C8芳香族烴混合物、優選主 要含有二甲苯的C8芳香族烴混合物或二甲苯的工序，接下來，將純化後的C8芳香族烴混合 物、優選主要含有二甲苯的C8芳香族烴混合物或二甲苯供給對二甲苯分離工序的工序。根據本發明，在大量包含脂環式烴的C8芳香族烴混合物中的乙苯主要轉化成苯 時，可以減少二甲苯損失、抑制催化劑的劣化速度，且可以實現較高的對二甲苯轉化率。此 夕卜，根據本發明，通過將大量包含脂環式烴的C8芳香族烴混合物中的乙苯主要轉化成苯、 減小對二甲苯分離工序的負荷、減少「分離-異構化循環」的乙苯循環量，從而可以使二甲 苯增產、改善能量單耗、原料單耗。


圖1是適合使用本發明的方法的、改良了的用於製造對二甲苯的「分離-異構化循 環」的流程示意圖。圖2是適合使用本發明的方法的、改良了的用於製造對二甲苯製造的「分離-異構 化循環」的流程示意圖。圖3是適合使用本發明的方法的、改良了的用於製造對二甲苯製造的「分離-異構化循環」的流程示意圖。圖4是以往的一般用於製造對二甲苯的「分離_異構化循環」的流程示意圖。圖5是顯示實施例5 7、比較例4、參考例3的結果的圖。附圖標記說明1高沸點成分蒸餾分離工序2對二甲苯分離工序3 二甲苯異構化工序4低沸點成分蒸餾分離工序5箭頭線6箭頭線7箭頭線8箭頭線9箭頭線10箭頭線11箭頭線12箭頭線13箭頭線14箭頭線15箭頭線16箭頭線17箭頭線18箭頭線19箭頭線20箭頭線21箭頭線22箭頭線24乙苯的脫烷基化工序25箭頭線26箭頭線27箭頭線28箭頭線29箭頭線30箭頭線31箭頭線32箭頭線33箭頭線34箭頭線35箭頭線36箭頭線
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37箭頭線38箭頭線39箭頭線40箭頭線
41箭頭線42箭頭線43箭頭線44箭頭線4δ箭頭線46箭頭線
具體實施例方式本發明的方法適用於將供給原料中的乙苯主要轉化成苯的反應。「主要轉化成苯」 是指相對於被轉化了的乙苯的物質量，所生成的苯的物質量的比例(以下稱為苯選擇率) 為80摩爾％以上的狀態。轉化成苯以外的化合物的轉化反應有例如通過乙苯的歧化而生 成苯和二乙苯的反應、通過乙苯和二甲苯的烷基轉移而生成乙基甲苯和甲苯的反應、通過 乙苯的環氫化而生成非芳香族烴的反應等。在主要使乙苯發生歧化、烷基轉移的反應中，優 先發生雙分子反應，因此一般使用包含細孔徑較大的、具有12元含氧雜環結構的絲光沸石 等沸石的催化劑，本發明對該反應效果低。另一方面，在主要使乙苯進行環氫化而生成非芳 香族烴的反應，即上述重整法等中，由於催化劑中包含具有氫化/脫氫化能力的鉬，因此可 以將供給原料中所包含的脂環式化合物轉化成芳香族化合物，因而不能確認二甲苯損失量 增加、催化劑劣化速度上升等現象。本發明通過使用至少包含1. 0重量％以上的脂環式烴的供給原料而具有減少二 甲苯損失、提高對二甲苯轉化率、抑制催化劑劣化的效果。越是大量包含脂環式烴的供給原 料，減少二甲苯損失、提高對二甲苯轉化率、抑制催化劑劣化的效果越大。另一方面，供給 原料所包含的脂環式烴的一部分未反應而被直接包含在反應生成液中，與乙苯同樣地，與 其除去率對應的量在「分離_異構化循環」中循環，因此從經濟性的觀點出發，供給原料中 的脂環式烴含量也存在優選上限。供給原料中的脂環式烴含量優選為ι. O重量％ 16重 量％，更優選為3.0重量％ 16重量％，當為10重量％ 16重量％時本發明的改善效果 最大。供給原料可以包含一種脂環式烴，也可以包含多種脂環式烴。脂環式烴有作為飽和烴的環烷烴類、作為不飽和烴的環內包含雙鍵的環烯烴類 等，但均獲得同樣的效果。特別是存在環烷烴類時，本發明的效果較大。環烷烴類有作為單 環式飽和烴的單環烷烴、作為雙環式飽和烴的雙環烷烴等，但均獲得同樣的效果。特別是當 存在單環烷烴時，本發明的效果最大。在單環烷烴中，使用包含烷基單環烷烴的原料的情 況下，效果顯著。作為脂環式烴的實例，可以列舉環戊烷、環己烷、甲基環戊烷、甲基環己烷、 二甲基環戊烷、乙基環戊烷、二甲基環己烷、乙基環己烷、丙基環戊烷、乙基甲基環戊烷、三 甲基環己烷、丙基環己烷、乙基甲基環己烷、二乙基環戊烷、甲基丙基環戊烷等單環烷烴，雙 環[2. 1. 1]己烷、雙環[2. 2. 0]己烷、雙環[3. 1. 0]己烷、雙環[2. 2. 1]庚烷、雙環[3. 1. 1] 庚烷、雙環[3. 2. 0]庚烷、雙環[4. 1. 0]庚烷、雙環[2. 2. 2]辛烷、雙環[3. 2. 1]辛烷、雙環[3. 3. 0]辛烷、雙環[4. 1. 1]辛烷、雙環[4. 2. 0]辛烷、雙環[5. 1. 0]辛烷等雙環烷烴，環戊 烯、環己烯、甲基環戊烯、甲基環己烯、二甲基環戊烯、乙基環戊烯、二甲基環己烯、乙基環己 烯、丙基環戊烯、乙基甲基環戊烯、三甲基環己烯、丙基環己烯、乙基甲基環己烯、二乙基環 戊烯、甲基丙基環戊烯等環烯烴等。作為脂環式烴，當存在上述單環烷烴和/或雙環烷烴 時，本發明的效果較大，更優選為單環烷烴。在脂環式烴為甲基環戊烷、甲基環己烷、二甲基 環戊烷、乙基環戊烷、二甲基環己烷、乙基環己烷、丙基環戊烷、乙基甲基環戊烷、三甲基環 己烷、丙基環己烷、乙基甲基環己烷、二乙基環戊烷、甲基丙基環戊烷等烷基單環烷烴的情 況下，獲得最顯著的效果。包含脂環式烴的供給原料獨特地促進催化劑的劣化速度、降低對二甲苯轉化率， 而且使二甲苯損失增大的理由推定如下。1)催化劑的劣化速度的促進脂環式烴在沸石的固體酸位點上分解時，生成烯烴成分和鏈烷烴成分。特別是， 由於脂環式烴比鏈烷烴系烴的單位碳原子數的氫原子數更少，因此與鏈烷烴系烴分解時相 比，生成更多烯烴成分。如果烯烴成分不能立即氫化轉換成鏈烷烴成分，就會在沸石的固體 酸位點上發生聚合反應，並覆蓋固體酸位點，從而促進催化劑的劣化速度。作為氫化活性成分，作為典型成分的鉬成分，其對苯環的氫化活性和對烯烴成分 的氫化活性都極高。因此，負載有鉬成分的催化劑具有如下特徵如果提高反應壓力、提高 氫氣的分壓，苯環的氫化反應就會優先進行，芳香族成分的損失就會顯著增大。另一方面， 錸成分具有如下特徵苯環的氫化活性較低、烯烴成分的氫化活性雖然不如鉬成分情況，但 仍然較高。因此，認為脂環式烴的存在對催化劑的劣化速度的影響是，鉬成分時催化劑的劣 化速度減小，錸成分時催化劑的劣化速度增大。然而，由於錸成分對苯環的氫化活性顯著 低，因此具有芳香族成分的損失量顯著低的特徵。2)對二甲苯轉化率的降低認為可通過烯烴成分在固體酸位點上進行聚合而使固體酸位點中毒，從而抑制在 相同固體酸位點發生二甲苯的異構化反應。3) 二甲苯損失量的增大如果通過烯烴的聚合而覆蓋固體酸位點從而減少有效的固體酸位點，就會降低催 化活性。為此，需要使反應溫度上升。然而，與二甲苯的異構化反應的活化能相比，由於與 生成苯和二甲苯的烷基轉移反應、或二甲苯分子彼此的歧化反應的活化能較高，因此如果 提高反應溫度，則烷基轉移、歧化反應比異構化反應更容易發生，從而引起二甲苯損失量的 增大。特別是，MFI型沸石，其細孔由10元含氧雜環形成。與細孔由12元含氧雜環形成 的絲光沸石型沸石等相比，細孔徑更小，接近二甲苯等芳香族烴化合物的最小分子徑。我們 認為，如果烯烴聚合物沉積在細孔附近，則MFI型沸石的細孔徑會越來越小，容易進入細孔 內的苯、甲苯、二甲苯(特別是對二甲苯)在細孔內發生烷基轉移反應，從而容易生成分子 直徑小的甲苯。根據上述理由，我們認為原因如下在主要由MFI型沸石和無機氧化物構成、含有 錸的催化劑組合物的情況下，特別是通過提高反應壓力，可以提高錸成分的氫化活性、使脂環式烴分解生成的大量烯烴成分迅速轉換成鏈烷烴成分，抑制了由於烯烴聚合而覆蓋固體 酸位點，從而使二甲苯損失抑制效果大於隨著反應壓力增加而產生的烷基轉移反應促進效^ O 本發明所使用的供給原料包含乙苯。對乙苯的含量沒有特別的規定，但是為了保 持反應後的乙苯濃度較低，越是大量包含乙苯的供給原料，越需要提高乙苯轉化率，從而反 應溫度、對催化劑的負荷較高，二甲苯損失較大。即，越是大量包含乙苯的供給原料，本發明 的乙苯轉化方法使二甲苯損失改善的效果越大。本發明在所使用的供給原料包含8重量％ 以上的乙苯的情況下是有效的，更優選供給原料包含45重量％以上乙苯。另一方面，如果 供給原料的乙苯濃度過高，則供給原料所包含的二甲苯的量相對減少，因此可以回收的二 甲苯的量減少，經濟性變差。本發明在所使用的供給原料包含80重量％以下乙苯的情況下 是有效的。本發明使用的是還包含二甲苯的供給原料。對於二甲苯的含量沒有特別的限制， 通常為15重量％ 91重量％左右。此外，由於二甲苯會通過進行異構化工序而以規定的 比例生成各異構體，因此原料中的二甲苯的各異構體的比例沒有任何限制，通常，相對於供 給原料中的二甲苯的各異構體，對二甲苯的比例為0 24重量％左右，間二甲苯的比例為 50 75重量％左右，鄰二甲苯的比例為25 35重量％左右。例如，如果是「裂解汽油」， 則相對於二甲苯的各異構體，對二甲苯的比例為23重量％，間二甲苯的比例為53重量％， 鄰二甲苯的比例為26重量％左右，如果是從對二甲苯分離工序出來的對二甲苯貧瘠的C8 芳香族烴，則相對於二甲苯的各異構體，對二甲苯的比例為0. 5重量％左右，間二甲苯的比 例為73. 5重量％左右，鄰二甲苯的比例為26重量％左右。本發明所使用的供給原料除了包含脂環式烴、乙苯和二甲苯以外，還可以包含脂 肪族烴和/或C9芳香族烴。作為脂肪族烴的實例，可列舉正辛烷、甲基庚烷、二甲基己烷、 正壬烷、甲基辛烷、乙基庚烷等。作為C9芳香族烴的實例，可列舉正丙基苯、異丙基苯、鄰乙 基甲苯、間乙基甲苯、對乙基甲苯、1，2，3-三甲苯、1，2，4_三甲苯、1，3，5-三甲苯、茚滿、茚 等。對脂環式烴、乙苯和二甲苯以外的這些成分的總含量沒有特別的限制，通常相對於原料 總體為30重量％以下。本發明的乙苯轉化反應在反應壓力為1. OMPa-G以上進行。如果反應壓力過高，則 歧化、烷基轉移反應、芳香族烴的氫化反應優先發生，因此優選為1. 3MPa-G 5. OMPa-G，更 優選為1. 7MPa-G 3. 0MPa_G。需說明的是，「-G」表示表壓。本發明的乙苯轉化反應在氫氣存在下進行。氫氣是用於將在乙苯轉化成苯時副生 的乙烯氫化成乙烷，使乙苯的轉化反應不可逆地進行所必須的。從抑制催化劑的劣化的觀 點出發，氫氣的添加量越多越好，從經濟性的觀點出發，氫氣的添加量越少越優選。在氫氣 相對於供給原料的摩爾比率(以下稱為H2/HC)為3摩爾/摩爾 15摩爾/摩爾下進行反 應。優選的H2/HC的範圍是4摩爾/摩爾 12摩爾/摩爾，更優選為5摩爾/摩爾 10摩 爾/摩爾。當使H2/HC的範圍為5摩爾/摩爾 9摩爾/摩爾時，獲得最優選的效果。氫 氣以氫氣氣體或含氫氣的氣體的形態被供給反應體系。此處，作為含氫氣的氣體，可以列舉 例如，將採用石腦油重整處理而獲得的氣體進行高壓分離而獲得的含氫氣的氣體、將採用 石腦油熱裂解而獲得的氣體進行高壓分離而獲得的含氫氣的氣體、從採用水蒸氣重整法獲 得的氣體中分離出二氧化碳而獲得的含氫氣的氣體、和通過對上述含氫氣的氣體進行吸附分離等，使其高純度化而獲得的含氫氣的氣體等。本發明的乙苯轉化方法中的反應溫度通常為200 0C 550 °C，優選為250 °C 500°C。表示反應的接觸時間的重時空速(WHSV)為0. 1/小時 50/小時，優選為0. 5/小 時 20/小時。如果在設定目標的乙苯轉化率的情況下，確定反應溫度和重時空速中的任 意一者，則另一者也必然確定。只要在上述範圍內，反應溫度、重時空速就可以自由選擇。本發明的乙苯轉化反應的反應方式也可以採用固定床、移動床、流化床中的任意 方法，但是從操作容易性出發，優選固定床反應方式。本發明使用的催化劑所使用的沸石是MFI型沸石。MFI型沸石可以採用例如，特公 昭60-35284號公報第4-5頁的實施例1、特公昭46-10064號公報第7頁的例1的方法來合 成。這樣的MFI型沸石本身及其製造方法是眾所周知的，下述實施例也具體地記載了其合 成方法的1例。此外，即使是相同的沸石結構，根據其組成特別是二氧化矽/氧化鋁摩爾比(以 下稱為SiO2Al2O3摩爾比)，或者沸石微晶的大小等的不同，其催化性能也會變化。MFI型 沸石中的SiO2Al2O3摩爾比的優選範圍為20 60，更優選為25 55。該SiO2Al2O3摩爾 比可以通過控制沸石合成時的原料組成比來實現。此外，可以通過鹽酸等酸水溶液，或鋁螯 合劑，例如，乙二胺四乙酸(EDTA)等除去構成沸石結構的鋁，從而使沸石的SiO2Al2O3摩爾 比增加。此外，相反，可以通過用包含鋁離子的水溶液，例如，硝酸鋁水溶液、鋁酸鈉水溶液 等進行處理而在沸石結構中導入鋁，以使沸石的SiO2Al2O3摩爾比減小，從而也可以形成優 選的SiO2AI2O3摩爾比。SiO2AI2O3摩爾比可以採用原子吸收光譜法、螢光χ射線衍射法、 ICP(感應耦合等離子體)發射光譜法等容易獲得。適當選擇上述沸石用於形成催化劑。由於合成沸石一般是粉末，因此使用時優選 成型。對於成型法，可列舉壓縮成型法、轉動法、擠出法等，更優選為擠出法。在擠出法中， 向合成沸石粉末中添加氧化鋁溶膠、氧化鋁凝膠、膨潤土、高嶺土等粘合劑和根據需要添加 十二烷基苯磺酸鈉、^ 〃 > (商品名)、7 4 > (商品名)等表面活性劑作為成型助劑，進行 混煉。根據需要，使用捏合機等機械。對粘合劑的添加量沒有特別的限制，通常相對於100 重量份沸石和無機氧化物為O重量份 30重量份左右，優選為10重量份 20重量份左右。對於本發明所使用的催化劑，為了增加催化劑上的金屬的負載量並提高分散 性，在沸石成型時加入氧化鋁、二氧化鈦等無機氧化物。在無機氧化物中，特別優選氧 化鋁。作為氧化鋁，已知勃姆石、勃姆石凝膠、石膏、三羥鋁石(bayerite)、諾三水鋁石 (nordstrandite)、水鋁石、無定型氧化鋁凝膠等。可以優選使用任意氧化鋁。對無機氧化 物的添加量沒有特別的限制，通常相對於100重量份沸石為10重量份 700重量份左右， 優選為100重量份 400重量份左右。混煉後的混煉物從篩網被擠出。在工業上，使用擠出機。從篩網擠出後的混煉物形 成條狀物。由所使用的篩網直徑決定成型體的大小。作為篩網直徑，優選使用0.2πιπιΦ 2πιπιΦ。為了使從篩網擠出的條狀成型體的角變圓，優選通過球形造粒機(商標7>乂 7 4〒一)進行處理。將由此成型後的成型體在50°C 250°C下乾燥。乾燥後，為了提高成 型強度，在250°C 600°C、優選為350°C 600°C下進行燒成。對由此製備的成型體進行離子交換處理以賦予固體酸性。作為賦予固體酸性的方 法，有採用包含銨離子的化合物(例如，NH4CUNH4NO3^ (NH4)2SO4等)進行離子交換處理，向沸石的離子交換位點導入NH4離子，然後通過乾燥、燒成而轉換成氫離子的方法，或直接採 用包含酸的化合物(例如，HCl、HN03、H3PO4等)向沸石的離子交換位點導入氫離子的方法， 由於後者可能會破壞沸石結構，因此優選前者，即，採用包含銨根離子的化合物進行離子交 換處理。此外，也可以通過將2價、3價金屬離子導入沸石離子交換位點而向沸石賦予固體 酸性。作為2價金屬離子，可以列舉作為鹼土類金屬離子的Mg2+、Ca2+、Sr2+、Ba2+。作為3價 金屬離子，可以列舉作為稀土類金屬離子的Ce3+、La3+等。也可以將導入2價和/或3價金 屬離子的方法與導入銨根離子或直接導入氫離子的方法組合使用，有時更優選該方法。在 本發明中，優選銨根離子與鹼土類金屬的組合，特別優選的是銨根離子與Ca2+的組合。離子 交換處理通常通過在水溶液中對主要由上述沸石與無機氧化物構成的催化劑材料進行處 理來進行，採用分批法或流通法進行。對水溶液中的銨根離子與Ca2+的濃度沒有特別的限 制，通常分別為0. 5摩爾/L 2. 0摩爾/L左右和0. 08摩爾/L 0. 40摩爾/L左右。通 常在處理溫度為室溫 100°C下進行。
由此進行離子交換處理後，負載作為氫化活性金屬的錸。氫化活性金屬的作用是， 使由原料中的乙苯脫烷基化形成的乙基、分解後的非芳香族烴在氫氣存在下迅速地進行氫 化，從而抑制會促進這些脫烷基化、分解反應、而且會使催化劑中毒的低聚物的生成。如果 氫化活性金屬負載量較多，則芳香族烴被環氫化，因而不優選。此外，如果氫化活性金屬負 載量過少，則由於在脫乙基化反應、非芳香族烴的分解反應時氫化能力不充分，因此導致催 化活性降低。本發明的乙苯轉化反應採用負載了錸作為氫化活性金屬的催化劑。錸的負載量優 選為0. 05重量％ 2重量％，更優選為0. 1重量％ 1重量％。錸的負載一般使用在錸化合物的水溶液中浸漬催化劑的方法。作為使用的水溶 液，可利用例如過錸酸水溶液、過錸酸銨水溶液等。由此配製的催化劑優選在50°C 250°C下乾燥30分鐘以上，在使用之前，優選在 350°C 600°C下燒成30分鐘以上。本發明中使用的催化劑，如上所述，是主要由MFI型沸石和無機氧化物構成、並負 載錸的催化劑，但是可以以不破壞本發明效果的範圍的含量，即獲得本發明效果的範圍的 含量包含MFI型以外的其它類型的沸石、錸以外的其它氫化活性金屬等。此處，「主要由MFI 型沸石和無機氧化物構成」是指，MFI型沸石和無機氧化物的含量相對於催化劑的重量為大 於50重量％，優選為80重量％以上，更優選為90重量％以上，更優選錸以外的催化劑部分 本質上由MFI型沸石和無機氧化物構成。接下來，說明採用了本發明的方法的對二甲苯製造工藝。圖1顯示僅使用大量包含乙苯和脂環式烴的C8芳香族烴混合物來製造對二甲苯 時，優選的對二甲苯製造流程的一個例子。C8芳香族烴混合物通過箭頭線5與箭頭線6所 示的從對二甲苯分離工序2出來的對二甲苯濃度貧瘠的C8芳香族烴合流，送至包含氫化脫 烷基催化劑的二甲苯異構化工序3，在此處被異構化直至對二甲苯濃度接近熱力學平衡組 成，與此同時，將原料C8芳香族烴混合物中的乙苯和箭頭線6所示的從對二甲苯分離工序2 出來的液體中的乙苯進行脫乙基化而主要轉化成苯。另外，在二甲苯異構化工序3中，通過 箭頭線7所示的管線輸送氫氣或包含氫氣的氣體。反應產物介由箭頭線8供給低沸點成分 蒸餾分離工序4，通過箭頭線9所示的管線來分離出苯等C7以下的烴，然後介由箭頭線10供給至高沸點成分蒸餾分離工序1，通過箭頭線12所示的管線來分離出主要是C9以上的芳 香族烴，然後通過箭頭線11送至對二甲苯分離工序2，此處製品對二甲苯通過箭頭線13被 分離出。使用該製造方法時，通過在二甲苯異構化工序中採用本發明的方法，由於將包含脂 環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料在抑制二甲苯損失量的增加的情況下採用二甲苯異構化 工序降低乙苯，然後將其供給對二甲苯分離工序，因此供給對二甲苯分離工序的C8芳香族 烴混合物所包含的對二甲苯濃度增高，乙苯濃度降低，因此可以降低對二甲苯分離工序的 負荷，使對二甲苯增產。圖2顯示在使用大量包含乙苯和脂環式烴的C8芳香族烴混合物、以及使用乙苯和 脂環式烴的含量少的C8芳香族烴混合物的兩者來製造對二甲苯的情況下，優選的對二甲 苯製造流程圖的一個例子。大量包含乙苯的C8芳香族烴混合物通過箭頭線14與箭頭線15 所示的從對二甲苯分離工序2出來的對二甲苯濃度貧瘠的C8芳香族烴合流，送至包含氫化 脫烷基催化劑的二甲苯異構化工序3，在此處被異構化直至對二甲苯濃度接近熱力學平衡 組成，與此同時，將原料C8芳香族烴混合物中的乙苯和從箭頭線15所示的對二甲苯分離 工序2出來的液體中的乙苯進行脫乙基化而主要轉化成苯。另外，在二甲苯異構化工序3 中，通過箭頭線16所示的管線輸送氫氣或包含氫氣的氣體。反應產物介由箭頭線17供給 至低沸點成分蒸餾分離工序4，通過箭頭線18所示的管線來分離出苯等C7以下的烴，然後 介由箭頭線19供給至高沸點成分蒸餾分離工序1。另一方面，乙苯和脂環式烴的含量少的 C8芳香族烴混合物通過箭頭線20供給至高沸點成分蒸餾分離工序1，通過箭頭線22所示 的管線來分離箭頭線19和箭頭線20所示的C8芳香族烴混合物中的主要是C9以上的芳香 族烴，然後通過箭頭線21送至對二甲苯分離工序2，此處製品對二甲苯通過箭頭線23被分 離出。採用該製造方法時，通過在二甲苯異構化工序中採用本發明的方法，由於包含脂環式 烴、乙苯和二甲苯的供給原料在抑制二甲苯損失量的增加的情況下採用二甲苯異構化工序 降低乙苯，然後被供給對二甲苯分離工序，因此供給至對二甲苯分離工序的C8芳香族烴混 合物所包含的對二甲苯濃度增高、乙苯濃度降低，從而可以降低對二甲苯分離工序的負荷， 使對二甲苯增產。圖3顯示在將大量包含乙苯和脂環式烴的C8芳香族烴混合物所包含的乙苯的大 部分進行轉化，然後供給「分離-異構化循環」的情況下，優選的對二甲苯製造流程的一個 例子。原料C8芳香族烴混合物從箭頭線25所示的供給管線供給乙苯的脫烷基化工序24， 將C8芳香族烴混合物所包含的乙苯進行脫乙基化以主要轉化成苯。另外，在乙苯的脫烷基 化工序24中，通過箭頭線26所示的管線輸送氫氣或包含氫氣的氣體。所得的反應產物介 由箭頭線27所示的管線通過箭頭線28所示的管線與從二甲苯異構化工序出來的包含副產 物的C8芳香族烴混合物一起送至低沸點成分蒸餾分離工序4。從箭頭線29分離出苯等C7 以下的烴。分離出低沸點成分後的C8芳香族烴混合物從箭頭線30送至高沸點成分蒸餾分 離工序1，通過箭頭線32所示的管線除去高沸點成分。除去了高沸點成分的C8芳香族烴通 過箭頭線31所示的管線送至對二甲苯分離工序2，從箭頭線33所示的管線分離回收對二甲 苯。而且對二甲苯濃度貧瘠的C8芳香族烴通過箭頭線34所示的管線送至二甲苯異構化工 序3，被異構化直至對二甲苯濃度接近熱力學平衡組成。另外，在二甲苯異構化工序中，通過 箭頭線35所示的管線輸送氫氣或包含氫氣的氣體。從二甲苯異構化工序出來的包含副產 物的C8芳香族烴混合物通過箭頭線28所示的管線送至低沸點成分蒸餾分離工序4，通過箭
14頭線29所示的管線分離除去二甲苯異構化工序副生成的苯和甲苯等低沸點成分，包含高 沸點成分的對二甲苯濃度較高的再循環原料通過箭頭線30所示的管線送至高沸點成分蒸 餾分離工序1。需說明的是，在本發明中，供給原料中的脂環式烴的含量是指供給上述圖1 3中 二甲苯異構化工序3和乙苯的脫烷基化工序24的供給原料中的含量。在採用該製造方法時，通過在乙苯的脫烷基化工序中採用本發明的方法，包含脂 環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料在抑制二甲苯損失量的增加的情況下採用乙苯的脫烷基 化工序降低乙苯之後，被供給「分離-異構化循環」。由此，供給對二甲苯分離工序的C8芳 香族烴混合物所包含的對二甲苯濃度增高、乙苯濃度降低，因此可以降低對二甲苯分離工 序的負荷，使對二甲苯增產。此外，由於「分離-異構化循環」的乙苯濃度降低，所以降低了 二甲苯異構化工序中乙苯和二甲苯的反應導致的二甲苯損失量，因此可以改善對二甲苯的 原料單耗。以下，基於實施例更詳細地說明本發明。實施例
(MFI型沸石的合成)將40. 9克氫氧化鈉水溶液(NaOH含量為48. 6重量％，H2O含量為51. 4重量％，三 若純藥研究所)、15. 7克酒石酸(酒石酸含量為99. 7重量％，H2O含量為0. 3重量％，株式 會社力一々)溶解在529克水中。向該溶液中加入12. 83克鋁酸鈉溶液(Al2O3含量為18. 9 重量％，NaOH含量為25. 4重量％，H2O含量為55. 7重量％，夕、」 一株式會社)，製成均勻 的溶液。在攪拌下向該溶液中逐漸加入95. 2克含水矽酸(SiO2含量為90. 4重量％，NaOH含 量為0. 22重量％，Al2O3含量為0. 26重量％，H2O含量為9. 12重量％，二 ^ * —義VN-3， 日本〉'J力株式會社)，從而配製均勻的漿性水性反應混合物。該反應混合物的組成比(摩 爾比)如下。SiO2Al2O3 55OHVSiO2 0. 26AAl2O3 :4. 0(Α 酒石酸鹽)H20/Si02 22將反應混合物加入IOOOml高壓釜中並密閉，此後一邊以800rpm攪拌一邊在160°C 下反應72小時。反應結束後，用蒸餾水水洗5次，反覆過濾，在約120°C下乾燥一晚，從而獲 得MFI型沸石。用FE-SEM觀察該沸石，結果是，平均微晶大小是長軸為1.8微米，短軸為1. 3微 米。該沸石的SiO2Al2O3摩爾比採用螢光X射線衍射分析獲得的結果是43。(催化劑A的製造)添加以絕對乾燥基準(由在500°C下燒成20分鐘時的熾熱損失來計算)計為11 克的如上所述合成的MFI型沸石，以絕對乾燥基準計為29克的具有假勃姆石結構的水合氧 化鋁(住友化學工業株式會社制)、60克氧化鋁溶膠(Al2O3含量為10重量％，日產化學工 業株式會社制)，進行充分混合。此後，放入120°C的乾燥器中，進行乾燥直到成為粘土狀。 將該混煉物通過具有1. 6mmΦ的孔的篩網擠出。將擠出成型物在120°C下乾燥一晚，然後從350°C逐漸升溫至500°C，在500°C下燒成2小時。取出20克燒成後的成型體，加入在60克 蒸餾水中溶解有2. 2克氯化銨(〉^ -^rji F 'J 」 ★株式會社)、1. 3克氯化鈣· 2水合物 (株式會社力一々)的水溶液中，在80°C下一邊經常攪拌一邊進行處理1小時。處理後，除 去水溶液，用蒸餾水洗5次，反覆過濾。在室溫下浸泡在30ml包含以Re計為120毫克的過 錸酸水溶液(希產金屬株式會社)中，放置2小時。每隔30分鐘進行攪拌。此後，除去液 體，在120°C下乾燥一晚。乾燥後，在280°C下在17毫摩爾的硫化氫氣流中處理2小時。此 後，在空氣中在540°C下燒成2小時。以下將該催化劑簡稱為「催化劑A」。催化劑中的鈣含 量和鈉含量採用原子吸收光譜法測定，結果以Ca計為0. 17重量％，以Na計為0. 3重量％。 催化劑中的錸負載量採用ICP發射光譜法測定，結果以Re金屬計為0. 5重量％。(催化劑B的製造)除了採用包含以Re計為80毫克的過錸酸水溶液(希產金屬株式會社)以外，與 催化劑A同樣地製造催化劑B。催化劑中的鈣含量和鈉含量採用原子吸收光譜法測定，結果 以Ca計為0. 17重量％，以Na計為0. 3重量％。催化劑中的錸負載量採用ICP發射光譜法 測定，結果以Re金屬計為0. 3重量％。實施例1將上述催化劑A填充至反應管進行反應試驗。所使用的供給原料的組成、反應條 件、試驗結果示於下述表1。另外，供給原料和反應產物的組成分析採用3臺帶有氫火焰檢 測器的氣相色譜儀進行。分離柱如下。(1)氣體成分(氣體中的從甲烷至正丁烷的成分)填充劑「二二」,夕 S」 ( "Unipak S」 (商標))100 150 目，柱不鏽鋼製長度4m內徑3mm ΦN2 :1. 65kg/cm2-G溫度80°C(2)沸點低於苯的液體成分(液體中溶解的甲烷至正丁烷、以及液體成分2-甲 基-丁烷至苯成分)填充劑25 %聚乙二醇20M/載體『『夕」、卜」 60 80目，柱不鏽鋼製長度12m內徑3mm ΦN2 2. 25kg/cm2-G溫度從68°C以2°C /分鐘的升溫速度升溫至180°C。(3)沸點高於苯的液體成分(從苯至重尾餾分成分)彈性石英毛細管柱(7《> 二」 m 二一文卜·、〉丨J力今弋匕°，丨J 4 一)；長度60m內徑0. 32ι πιΦ，膜厚0. 5 μ mHe 線速23cm/秒溫度從670C以1°C /分鐘的升溫速度升溫至80°C，從80°C以2°C /分鐘的升溫 速度升溫至200°C。[表1]
權利要求
一種乙苯的轉化方法，包括下述工序使包含1.0重量％以上的脂環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料在催化劑的存在下與氫氣接觸，從而將供給原料中的乙苯主要轉化成苯，其中，所述催化劑是主要由MFI型沸石和無機氧化物構成並負載錸的催化劑，所述轉化在1.0MPa G以上的反應壓力下進行。
2.根據權利要求1所述的方法，所述氫氣相對於所述供給原料的比率是每1摩爾所述 供給原料有3摩爾以上氫氣。
3.根據權利要求2所述的方法，所述氫氣相對於所述供給原料的比率是每1摩爾所述 供給原料有15摩爾以下氫氣。
4.根據權利要求1 3的任一項所述的方法，所述供給原料中的所述脂環式烴的含量 為3.0重量％以上。
5.根據權利要求1 4的任一項所述的方法，所述供給原料中的所述脂環式烴的含量 為16重量％以下。
6.根據權利要求1 5的任一項所述的方法，所述反應壓力為1.3MPa-G 5. 0MPa_G。
7.根據權利要求6所述的方法，所述反應壓力為1.7MPa-G 3. 0MPa_G。
8.根據權利要求1 7的任一項所述的方法，所述脂環式烴是環烷烴類。
9.根據權利要求8所述的方法，所述環烷烴類是烷基環烷烴。
10.根據權利要求1 9的任一項所述的方法，所述錸的負載量相對於全部催化劑為 0. 05重量％ 2重量％。
11.根據權利要求1 10的任一項所述的方法，所述無機氧化物是氧化鋁和/或二氧 化鈦。
12.—種對二甲苯的製造方法，包括以下工序將包含1. 0重量％以上的脂環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料用於權利要求1 11的 任一項所述的方法，從而將所述供給原料中的乙苯主要轉化成苯的工序，通過對所得的反應產物進行蒸餾分離來純化C8芳香族烴混合物的工序，接下來，將純化後的C8芳香族烴混合物供給對二甲苯分離工序的工序。
全文摘要
本發明公開了將大量包含非芳香族烴的C8芳香族烴混合物中的乙苯主要轉化成苯的方法，該方法可以減少二甲苯的損失、抑制催化活性的劣化速度，且可以實現較高的對二甲苯轉化率。乙苯的轉化方法是包括使包含1.0重量％以上的脂環式烴、乙苯和二甲苯的供給原料在催化劑的存在下與氫氣接觸，而將供給原料中的乙苯主要轉化成苯的乙苯的轉化方法，上述催化劑是主要由MFI型沸石和無機氧化物構成並負載錸的催化劑，上述轉化在1.0MPa-G以上的反應壓力下進行。
文檔編號C07C4/18GK101965323SQ200980108097
公開日2011年2月2日 申請日期2009年3月18日 優先權日2008年3月19日
發明者吉川貴浩, 市岡亮嗣, 渡邊正敏 申請人:東麗株式會社