芳烴的製備方法

2023-06-08 18:27:46

專利名稱：：芳烴的製備方法
背景技術：
：發明領域本發明涉及一種從輕質烴製備芳烴的方法。更具體地，本發明涉及一種從輕質烴製備芳烴的方法，它包括將包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而使輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，而實現輕質烴原料的催化環化反應，其中沸石催化劑有特殊的活性，和在對於所述催化劑床的特定溫度條件下進行所述催化環化反應。用本發明的方法，不僅可以高產率生產芳烴，而且催化活性的降低很小，從而可穩定地進行芳烴的生產至延長的時間周期。本發明的方法適用於石油化學工業和石油加工，特別適用於芳香化合物和高辛烷值汽油的生產。現有技術已知有各種方法用沸石如ZSM-5作為催化劑生產芳烴。例如，JP-B-56-42639(對應於USP3,756,942)公開了一種從烴原料生產芳烴的方法，使用ZSM-5型沸石催化劑，所述烴原料由有5或更多個碳原子的烷屬烴、烯烴和/或環烷烴組成，且所述烴原料的芳烴含量為15％(重)或更小。JP-B-4-5712公開了一種從烴原料生產芳烴的方法，使用ZSM-5型沸石催化劑，所述烴原料包含有4或更少碳原子的飽和烴、有2至4個碳原子的不飽和烴和特定比例的直餾石腦油。此外，USP3,845,150公開了一種方法，其中使包括20至65％(重)飽和烴和20至50％(重)不飽和烴的烴與ZSM-5型沸石催化劑接觸，從而涉及不飽和烴的環化反應(放熱的)和飽和烴的環化反應(吸熱的)的方法可在熱平衡的條件下進行，由此通過等溫反應生產芳烴。JP-A-3-503656(對應於USP4,851,602)公開了一種方法，其中使含有低級鏈烷烴和低級鏈烯烴的烴原料在第一反應層與有中等孔的酸型沸石催化劑的流化床接觸，由此得到含有富含芳烴的高級脂肪烴的反應混合物(流出物流)，所得反應混合物在第二反應層與有中等孔的酸型沸石催化劑的流化床接觸，從而得到富含烷化芳烴並含有5或更多個碳原子汽油的產物。此外，JP-A-63-69888(對應於USP4,720,602)公開了一種方法，其中用有特殊活性的結晶沸石催化劑，將含有至少50％(重)C2-C12脂肪烴的烴原料轉化成芳族化合物。JP-A-63-14732公開了一種方法，其中用含有鋅並有特殊性能的ZSM-5型沸石催化劑，由輕質烴生產芳烴。JP-A-3-182592(對應於USP4,885,420)公開了一種方法，其中用氫和氫化催化劑使含有烯烴的烴原料經氫化反應，然後，所得產物在含有脫氫環二聚催化劑的反應器中經脫氫環二聚反應，從而得到芳烴。然而，在上述常規方法中，當試圖用固定床絕熱反應器(由於它不僅結構簡單而且效率高，因而是工業上最有利的)生產芳烴時，產生這樣的問題，即所要芳烴產物的產率變低，或嚴重地發生結焦，因而很難穩定地進行用於生產所要芳烴的方法。因而，傳統上認為不可能用固定床絕熱反應器以高產率穩定地生產所要芳烴。為以高產率生產芳烴，迄今已做了一些嘗試。例如，在JP-A-3-182592中，提出了一種方法，其中使包含在原料中的烯烴首先經氫化作用，然後，使所述原料經脫氫環二聚反應以生產芳烴。然而，該方法的缺點是需要分兩步進行。此外，在傳統上已提出的用於以高產量生產芳烴的一些方法中，不利的是必須使用有複雜結構的反應器(如等溫反應器、移動床反應器和流化床反應器)。如上所述，USP3,845,150公開了一種方法，其中使用含有特定重量比的飽和烴和不飽和烴的原料，以使所述工藝能在熱平衡條件下進行。在此方法中，儘管幾乎不從外源供熱，但芳烴的產率基本上與向反應系統中供入大量熱量的方法相同。然而，在此現有技術參考文獻中，未描述反應系統中的溫度分布或如何進行穩定的操作抑制因催化劑上發生結焦而引起的催化活性的降低。上述JP-A-3-503656公開了一種方法，其中所用的烴原料含有這樣重量比的低級鏈烷烴和低級鏈烯烴以在反應層中幾乎保持等溫反應條件，從而得到富含烷化芳烴並包含具有5或更多個碳原子的汽油的產物。在此方法中，使用流化床反應器(其中催化反應和催化劑的再生均可連續地進行)，從而防止因催化劑上發生結焦導致催化活性的降低。然而，此方法中所用的流化床結構複雜，因而成本較高。發明概述為解決現有技術的上述問題，本發明人做了廣泛而深入的研究。結果，意外地發現在由輕質烴生產芳烴中，將包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而使輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，而實現輕質烴原料的催化環化反應，當使用有特殊活性的沸石催化劑，和在對於所述催化劑床的特定溫度條件下進行所述催化環化反應時，不僅可以高產率生產所要的芳烴，而且催化活性的降低很小，從而可穩定地進行所要芳烴的生產至延長的時間周期。基於以上發現，完成了本發明。因此，本發明的主要目的是要提供一種生產芳烴的方法，使包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，這樣可以高產率並穩定地生產芳烴至一延長的時間周期。本發明的上述和其它目的、特徵和優點將從下面結合附圖的詳細描述及權利要求中體現。附圖簡述在附圖中圖1為表明本發明方法之一種方式的流程圖；圖2為表明本發明方法之另一種方式的流程圖；圖3為本發明方法中所用催化劑床中一種優選的溫度分布圖；圖4為要用於本發明方法中的包括沸石催化劑的催化劑床汽蒸過程中一種優選的均勻溫度分布圖，與一種非均勻溫度分布圖一起示出；圖5為表明由本發明方法所得反應混合物的一種分離方式的流程圖；圖6為表明由本發明方法所得反應混合物的另一種分離方式的流程圖7為表明本發明方法所用沸石催化劑的一種再生方式的流程圖；圖8示出用於評估本發明方法中所用沸石催化劑的活性的等溫反應器的示意圖；圖9為表明由本發明方法所得反應產物的一種循環方式的流程圖。在圖5和6中，相同的部件和部分用相同的數或字母表示。發明詳述實質上，本發明提供了一種由輕質烴催化環化生產芳烴的方法，包括將包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而使輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，而實現輕質烴原料的催化環化反應，所述沸石催化劑為至少一種選自基本上新鮮的沸石催化劑和汽蒸的沸石催化劑的組分，其中在滿足以下要求(1)、(2)、(3)和(4)的條件下進行所述催化環化反應(1)就在500℃、大氣壓下測量的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2(sec-1)或更大；(2)催化劑床的溫度在450℃至650℃的範圍內；(3)催化劑床表現出相對於從催化劑床入口至催化劑床出口的距離的溫度分布，其中所述溫度分布有至少一個最大溫度值；和(4)催化劑床出口的溫度相對於催化劑床入口的溫度在±40℃的範圍內。在本發明中，術語＂基本上新鮮的沸石催化劑＂不僅意指未蒸汽處理過的沸石催化劑，而且指已汽蒸至這樣的程度即沸石催化劑未發生實質性改變的沸石催化劑。術語＂實質性改變＂意指達到沸石催化劑汽蒸中通常預定的脫鋁度的改變。為易於理解本發明，下面列舉本發明的基本結構和各種優選的實施方案。1.一種由輕質烴催化環化生產芳烴的方法，包括將包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而使輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，而實現輕質烴原料的催化環化反應，所述沸石催化劑為至少一種選自基本上新鮮的沸石催化劑和汽蒸的沸石催化劑的組分，其中在滿足以下要求(1)、(2)、(3)和(4)的條件下進行所述催化環化反應(1)就在500℃、大氣壓下測量的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2(sec-1)或更大；(2)催化劑床的溫度在450℃至650℃的範圍內；(3)催化劑床表現出相對於從催化劑床入口至催化劑床出口的距離的溫度分布，其中所述溫度分布有至少一個最大溫度值；和(4)催化劑床出口的溫度相對於催化劑床入口的溫度在±40℃的範圍內。2.根據上述第1項的方法，其中所述沸石催化劑主要由沸石組成。3.根據上述第1項的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物的組分的混合物。4.根據上述第3項的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自鋅及其化合物的組分的混合物。5.根據上述第4項的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石、至少一種選自鋅及其化合物的組分、和氧化鋁的混合物。6.根據上述第4項的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與一種產物的混合物，所述產物是通過氧化鋁和至少一種選自鋅及其化合物的組分的混合物在蒸汽中熱處理得到的。7.根據上述第4項的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與鋁酸鋅的混合物。8.根據上述第4至7之任一項的方法，其中所述沸石催化劑中至少一種選自鋅及其化合物的組分的含量按鋅的量計為5至25％(重)。9.根據上述第1項的方法，其中所述沸石催化劑的沸石用元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬置換。10.根據上述第1至9之任一項的方法，其中所述沸石催化劑的沸石在其沸石結構中Si/Al原子比為至少12，鈉含量為500ppm(重)或更低。11.根據上述第1至10之任一項的方法，其中所述沸石催化劑包括ZSM-5型沸石。12.根據上述第1至11之任一項的方法，其中所述沸石催化劑為基本上新鮮的沸石催化劑。13.根據上述第1至11之任一項的方法，其中所述沸石催化劑為通過汽蒸基本上新鮮的沸石催化劑所得的汽蒸的沸石催化劑。14.根據上述第13項的方法，其中所述沸石催化劑包括通過汽蒸基本上新鮮的沸石催化劑所得的汽蒸的沸石催化劑的混合物，所述基本上新鮮的沸石催化劑主要由沸石和至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物的組分組成。15.根據上述第14或13項的方法，其中通過按以下步驟(a)和(b)的次序使蒸汽流過含有所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸反應器進行所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸(a)使蒸汽分壓至少0.1kg/cm2和溫度為500至650℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，從而使所述基本上新鮮的沸石催化劑與所述蒸汽接觸0.1至3小時；和(b)暫時停止所述蒸汽流過所述汽蒸反應器並除去反應器中殘留的蒸汽，隨後立即使蒸汽分壓為0.1至10kg/cm2和溫度為515至700℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，條件是步驟(b)中流過的蒸汽的溫度高於步驟(a)中流過的蒸汽的溫度，其中所述步驟(b)至少進行一次，從而使所述或每個步驟(b)中流過的各蒸汽與已在所述或每個步驟(b)之前的步驟中汽蒸過的沸石催化劑接觸。16.根據上述第1至15之任一項的方法，其中所述輕質烴原料包括至少一種選自下述組的組分石油烴原料高溫熱裂化系統產物的C4餾分，或從所述C4餾分中除去丁二烯或除去丁二烯和異丁烯所得的餾分；石油烴原料高溫熱裂化系統產物的C5餾分，或從所述C5餾分中除去二烯類所得的餾分；熱裂化的汽油；從熱裂化的汽油中萃取芳烴所得的殘液；FCC-LPG；FCC-裂化的汽油；從重整產物中萃取芳烴所得的殘液；焦化LPG；和直餾石腦油。17.根據上述第1至16之任一項的方法，其中所述輕質烴原料包括飽和烴餾分和不飽和烴餾分，和其中所述飽和烴餾分與不飽和烴餾分的重量比為0.43至2.33。18.根據上述第1至17之任一項的方法，其中在所述環化反應期間所述絕熱反應器的內壓在大氣壓至30kg/cm2·G的範圍內，和所述輕質烴原料在0.1至50hr-1的重量時空速度(WHSV)下加入所述絕熱反應器。19.根據上述第1至18之任一項的方法，還包括將所得的含有芳烴產物的環化反應混合物分成主要由芳烴產物組成的產物A和主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物B，和其中利用一氣液分離器和任選地利用一蒸餾塔進行所述分離。20.根據上述第1至18之任一項的方法，還包括將所得的含有芳烴產物的環化反應混合物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D，和其中利用一氣液分離器和任選地利用一蒸餾塔進行所述分離。21.根據上述第19或20項的方法，其中用由丙烯或乙烯組成的冷卻劑進行所述氣液分離，和其中所述丙烯或乙烯是在通過石油烴高溫熱裂化生產乙烯的工藝中產生並在所述工藝中用作冷卻劑。22.根據上述第19項的方法，其中將至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物B循環回所述絕熱反應器而作為所述輕質烴原料的一部分。23.根據上述第19項的方法，其中將至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物B加入石油烴原料的高溫熱裂化系統。24.根據上述第20項的方法，其中將至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物D的組分的至少一部分循環回所述絕熱反應器而作為所述輕質烴原料的一部分。25.根據上述第20項的方法，其中將至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物D的組分的至少一部分加入石油烴的高溫熱裂化系統。26.根據上述第19至25之任一項的方法，還包括通過選自以下方法的至少一種方法處理主要由芳烴產物組成的所述產物A一種方法是用脫烷基化設備處理所述產物A，從而產生苯；一種方法是用蒸餾設備、萃取設備或萃取蒸餾設備處理所述產物A，從而產生苯、甲苯和二甲苯；一種方法是用歧化設備或異構化設備處理所述產物A；一種方法是使所述產物A與汽油混合。27.根據上述第1至26之任一項的方法，還包括暫時停止向所述固定床絕熱反應器供應所述輕質烴原料，和在催化劑再生區用含氧惰性氣體作為燃燒氣燒去催化環化反應期間沸石催化劑上形成的焦炭，以再生所述沸石催化劑。28.根據上述第27項的方法，其中利用循環壓縮機將從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣經加熱器再循環回所述催化劑再生區，從而形成包括通過管線依次相連的所述催化劑再生區、所述循環壓縮機和所述加熱器的燃燒氣循環系統，和其中在位於所述催化劑再生區的出口和所述加熱器的入口之間的第一口將新鮮的含氧惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的0.05至50％(體積)的量加入所述燃燒氣循環系統，同時以與加入所述第一口的所述新鮮的含氧惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣，其中調節所述新鮮的含氧惰性氣體的量和氧含量，以使流入所述催化劑再生區的燃燒氣的氧含量為0.01至10％(體積)。29.根據上述第28項的方法，還包括在第二口將不含氧的新鮮惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的10％(體積)或更少的量加入所述燃燒氣循環系統，所述第二口與所述第一口為同一口或與所述第一口分別設在所述催化劑再區的出口和所述加熱器的入口之間，同時以與加入所述第二口的所述不含氧的新鮮惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中遞增地排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣，從而抑制流入所述催化劑再生區的燃燒氣中蒸汽分壓的增加。30.根據上述第29項的方法，還包括冷卻要用所述循環壓縮機壓縮的燃燒氣，和在到達所述加熱器之前加熱所述壓縮的燃燒氣，其中利用至少一個換熱器進行所述冷卻和加熱。31.根據上述第13至15之任一項的方法，其中利用包括通過管線相連的一汽蒸反應器、一循環壓縮機、一加熱器和至少一個換熱器的蒸汽循環系統進行所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸。32.根據上述第31項的方法，其中所述汽蒸反應器用作所述絕熱反應器。33.根據上述第31或32項的方法，其中用所述汽蒸循環系統作為根據上述第30項的方法的用於再生所述沸石催化劑的所述燃燒氣循環系統，其中所述汽蒸反應器用作所述燃燒氣循環系統中包括所述催化劑再生區的再生反應器，或用所述燃燒氣循環系統中包括所述催化劑再生區的再生反應器代替所述汽蒸反應器，和其中用所述燃燒氣循環系統中的燃燒氣代替所述蒸汽循環系統中的蒸汽。本發明方法中所用的沸石催化劑的沸石在其沸石結構中Si/Al原子比為2至60。適用於本發明方法中的沸石的例子包括β-沸石、Ω-沸石、Y-沸石、L-沸石、毛沸石、菱鉀沸石、絲光沸石、鎂鹼沸石、ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-35和ZSM-38。其中，優選ZSM-5族的結晶矽鋁酸鹽和結晶的金屬置換的矽酸鹽(metallosilicate)，即ZSM-5、ZSM-8和ZSM-11等。關於ZSM-5族沸石的詳述，可參見例如USP5,268,162。作為用於本發明的沸石催化劑，可使用主要由沸石組成的沸石催化劑。然而，用於本發明的沸石催化劑可還包括至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族的金屬。優選所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物(例如，金屬氧化物如氧化鋅，所述金屬氧化物能促進所述沸石脫氫)的組分的混合物。在元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬中，優選選自Zn，Cu，Ag，Ni，Pt，Pd和Ga的金屬。這些金屬中，特別優選Zn，Ag，Ni和Ga。例如，優選所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自鋅及其化合物的組分的混合物。更優選地，所述沸石催化劑還包括氧化鋁和氧化矽作為粘合劑。在本發明的方法中，適於用作至少一種選自鋅及其化合物的組分(以下常稱為＂鋅組分＂)的材料的例子包括鋅；氧化鋅；氫氧化鋅；鹽類如硝酸鋅、碳酸鋅、硫酸鋅、氯化鋅、乙酸鋅和草酸鋅；和有機鋅化合物如烷基鋅。在本發明的方法中，優選所述沸石催化劑包括沸石、鋅組分和氧化鋁的混合物。也優選所述沸石催化劑包括沸石和將氧化鋁和鋅組分的混合物在蒸汽中進行熱處理所得的產物的混合物。不論在哪種情況下，當所述沸石催化劑如後面詳述的汽蒸時，所述鋅組分和氧化鋁均相互反應而產生鋁酸鋅，其中所述鋅被穩定，從而大大地減少了環化反應條件下鋅的蒸發損失。而且，當沸石催化劑包括沸石和鋁酸鋅的混合物時，可獲得與上述相同的效果。本文所指鋁酸鋅意指用X射線衍射儀測量時，表現出如JCPDS5-0669NBSCirc.，539，卷II，38(1953)所示的X射線衍射圖案的鋁酸鋅，如由日本島津公司生產和出售的XD-610。在本發明的方法中，所述氧化鋁可以是無水氧化鋁或水合氧化鋁。而且，可使用通過水解、熱分解或氧化等能產生無水或水合氧化鋁的材料。當所述沸石催化劑含有至少一種選自鋅及其化合物的組分時，優選所述沸石催化劑中至少一種選自鋅及其化合物的組分的含量按鋅的量計為5至25％(重)。當所述沸石催化劑含有氧化鋁時，催化劑的氧化鋁含量按Al2O3計且基於沸石催化劑的重量為5至50％(重)，優選20至40％(重)。當除氧化鋁之外還含有鋅時，氧化鋁與鋅的摩爾比(Al2O3/Zn摩爾比)為1或更大。本發明中所用的沸石可以為H形式或被金屬置換的形式。在被金屬置換的沸石的情況下，元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬優選作為置換基。在元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬中，優選選自Zn，Cu，Ag，Ni，Pt，Pd和Ga的金屬。這些金屬中，特別優選Zn，Ag，Ni和Ga。此外，如上所述，沸石可與一種粘合劑如氧化鋁和/或能促進沸石脫氫的金屬氧化物如氧化鋅組合使用。眾所周知沸石的活性隨沸石中鈉的含量而改變。優選所述沸石催化劑的鈉含量相對低，特別是500ppm(重)或更低。特別是當沸石結構中Si/Al原子比為12或更大時，如此低的鈉含量尤為重要。在本發明中，Si/Al原子比意指由29Si-NMR測量的Si/Al原子比。關於由29Si-NMR測量Si/Al原子比的方法，可參見《實驗化學講義5，NMR》，第四版，PP.232-233，日本丸善有限公司出版，1992。優選用於本發明方法中的沸石催化劑為通過汽蒸基本上新鮮的沸石催化劑所得的汽蒸的沸石催化劑。當使用汽蒸的沸石催化劑時，在隨後的催化環化反應期間沸石催化劑表面上積累的焦炭物質的量減少，從而抑制催化環化反應中催化活性隨時間的降低。例如，上述汽蒸可在蒸汽分壓為0.1至10kg/cm2下在500至800℃進行0.1至50小時。當用JP-A-2-115134中公開的上述方法汽蒸包括沸石、鋅組分和氧化鋁的混合物的沸石催化劑時，所述鋅被穩定，從而在反應條件下鋅的蒸發損失大大地減少。獲得包括沸石和其它組分如鋅的混合物的汽蒸的沸石催化劑的方法的例子包括(1)一種方法是首先提供上述混合物，然後汽蒸所得混合物，(2)一種方法是汽蒸主要由沸石組成的基本上新鮮的沸石催化劑，將所得的汽蒸的沸石催化劑與至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物的組分和任選地另一組分(如氧化鋁或氧化矽)混合，和(3)一種方法是將上述方法(2)所得的混合物再汽蒸。公知通過汽蒸穩定沸石歸因於這樣一反應(下文稱為＂脫鋁＂)，其中沸石中的鋁通過汽蒸作用從沸石結構中釋放。汽蒸沸石中產生的反應熱很大，沸石的脫鋁速率與溫度密切相關。因此，當試圖在工業規模上穩定均勻地進行沸石催化劑的部分脫鋁時，在汽蒸過程中控制催化劑的溫度的極為重要的。假設通過汽蒸，沸石中的鋁經以下反應路線從沸石結構中釋放第一步反應第二步反應沸石結構中→Al(H2O)n→Al(OH)3的Al＋nH2O←中間體(1)按以上兩步反應進行部分脫鋁。(2)第一步反應為可逆反應，因此，當停止加入蒸汽(H2O)時，作為中間體Al(H2O)n中的Al返回沸石結構內部。(3)與第二步反應的速率相比，第一步反應的速率極高。汽蒸中產生的反應熱只歸因於第一步反應。(4)第二步反應為不可逆反應，其反應速率與第一步反應速率相比極低。如上所述，第一步反應產生的反應熱很大，且第一步反應進行的很快。因而，當向反應器的催化劑床加入過量的蒸汽時，在催化劑床的整個區域內催化劑床的溫度迅速升高。之後，溫度不再上升，催化劑床與繼續流過反應器的蒸汽或惰性氣體一起冷卻。圖4為要用於本發明方法中的包括沸石催化劑的催化劑床汽蒸過程中一種優選的均勻溫度分布圖，與一種非均勻溫度分布圖一起示出。在圖4的汽蒸方法的情況下，採用固定床單級絕熱反應器，通過在T0的溫度下將蒸汽從上部加入反應器並使蒸汽流過反應器60分鐘，進行汽蒸。圖4中，實線表示從加入蒸汽開始在各預定時間點反應器中的溫度分布，虛線表示各段催化劑床相對於從蒸汽剛開始加入之後至蒸汽開始加入之後60分鐘的時間周期的時均溫度分布。當在如圖4中虛線所示的時均溫度分布下進行汽蒸時，鄰近反應器入口的催化劑床部分一即首先與加入催化劑床的流體接觸的催化劑床部分活性高於鄰近反應器出口的催化劑床部分，從而汽蒸後產生非均勻的催化劑活性分布。即，在圖4中虛線所示的時均溫度分布下汽蒸後整個催化劑床的平均催化劑活性，等於均勻溫度分布(其中溫度等於圖4中點劃線所示的催化劑床平均溫度(T))下汽蒸後催化劑床所表現出的催化劑活性，但，在前一情況下，汽蒸是在圖4中虛線所示的時均溫度分布下進行的，催化劑床表現出非均勻分布的催化活性。因此，當已經在圖4中虛線所示的時均溫度分布下汽蒸過的催化劑床用於例如催化環化反應時，有一個問題即在鄰近反應器入口的部分催化劑床嚴重結焦，從而因發生結焦催化劑大量地變質。由此，為獲得在整個區域有穩定的高催化活性的催化劑床，優選在如圖4中點劃線所示的基本上均勻的溫度分布下進行汽蒸。當通過以一步進行蒸汽流動的方法進行部分脫鋁時，如圖4中實線所示在催化劑床上部和催化劑床下部之間可能產生溫差，從而難以均勻地部分脫鋁。因此，在本發明中，利於在下述條件下以2或多步進行蒸汽流動。具體地，優選以下列步驟(a)和(b)的次序使蒸汽流過含有基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸反應器進行基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸(a)使蒸汽分壓至少0.1kg/cm2和溫度為500至650℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，從而使所述基本上新鮮的沸石催化劑與所述蒸汽接觸0.1至3小時；和(b)暫時停止所述蒸汽流過所述汽蒸反應器並除去反應器中殘留的蒸汽，隨後立即使蒸汽分壓為0.1至10kg/cm2和溫度為515至700℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，條件是步驟(b)中流過的蒸汽的溫度高於步驟(a)中流過的蒸汽的溫度，其中所述步驟(b)至少進行一次，從而使所述或每個步驟(b)中流過的各蒸汽與已在所述或每個步驟(b)之前的步驟中汽蒸過的沸石催化劑接觸。在本發明方法的此優選實施方案中，蒸汽流過反應器優選以如下所述的方式以2或多步進行，從而可降低催化劑床上部和下部之間的溫差，使汽蒸能穩定且均勻地進行。在根據本發明的此優選實施方案的多步汽蒸方法的第一步操作(a)中，使蒸汽流過反應器，所述蒸汽的蒸汽分壓為至少0.1kg/cm2、優選0.5至1kg/cm2，溫度為500至650℃、優選550至650℃、更優選600至620℃，從而使所述蒸汽與基本上新鮮的沸石催化劑接觸0.1至3小時，優選0.1至1小時。要在步驟(a)中流過反應器的蒸汽有至少0.1kg/cm2的蒸汽分壓。可用惰性氣體稀釋所述蒸汽。在此情況下，稀釋的蒸汽的濃度優選不小於10％(體積)，更優選為20至80％(體積)。作為惰性氣體，可使用除與沸石接觸時將產生H2O的氣體(例如醇類和醚類)之外的氣體，特別優選氮氣。要流過反應器的蒸汽的重量時空速度(WHSV)優選設在這樣的值，以致催化劑床中蒸汽分壓不變得非均勻且不發生其它問題如蒸汽的溝流或偏流。更具體地，優選WHSV值為0.01至10hr-1。當蒸汽溫度低於500℃時，嚴重地產生抑制第二步汽蒸中(和以後任何步驟汽蒸中)產生反應熱的作用。當在高於650℃的溫度下汽蒸時，因汽蒸產生的反應熱催化劑床的溫度極端地升高，以致發生這樣的問題，即反應器必須使用在高溫下有高耐腐蝕性的特殊材料。此外，當第一步的汽蒸時間太長時，因汽蒸產生的反應熱催化劑床中產生很寬的溫度分布，因而，導致催化劑床中的脫鋁度不均勻，從而汽蒸後催化活性的分布變得不均勻。在多步汽蒸方法的第二步操作(b)中，首先，暫時停止所述蒸汽流過反應器，並如上所述用溫度為20至700℃、優選20至600℃的惰性氣體清除反應器中殘留的蒸汽。在此情況下，優選不僅必須使催化劑床的平均溫度等於隨後將用於第二步汽蒸操作的蒸汽的溫度，而且必須使催化劑床的溫度分布均勻至這樣的程度，以致最大溫度和最小溫度之差為10℃或更小。當暫時停止蒸汽流過之後不除去反應器中殘留的蒸汽時，由於殘留蒸汽的作用導致沸石催化劑的脫鋁提前，這從達到沸石催化劑均勻脫鋁的觀點來看是不希望的。除去殘留的蒸汽之後，使這樣的蒸汽流過反應器，所述蒸汽的蒸汽分壓為0.1至10kg/cm2、優選0.5至1kg/cm2，和溫度為515至700℃、優選為相對於第一步汽蒸所達到的催化劑床的最高溫度在+10℃之內的溫度，從而使所述蒸汽與沸石催化劑接觸0.1至50小時，優選0.1至20小時。上述第二步操作(b)也可進行兩或多次。在第二步(b)中汽蒸所產生的反應熱為第一步汽蒸(a)中產生的反應熱的1/4至3/5，因此，在第二步汽蒸中催化劑床中溫度的均勻性比第一步汽蒸中高，從而可穩定地進行沸石催化劑的均勻的部分脫鋁。在本發明方法中，優選使用已經用南非專利申請No.94/7674(相應於WO95/09050)中公開的方法部分地脫鋁的沸石催化劑。在本發明方法中，使用固定床絕熱反應器。關於絕熱反應器，可參見橋本健二《工業反應設備》，PP.25-26，日本Baifukan有限公司出版(1984)中的描述。作為絕熱反應器的例子，可提及固定床式、移動床式和流化床式。其中，本發明方法中使用固定床絕熱反應器。作為固定床絕熱反應器，優選固定床、單段式(其中僅提供有一段催化劑床)絕熱反應器，但也可使用插有換熱器的、固定床、多段、絕熱反應器(其中催化劑床被分成多段，且在相鄰段之間插入換熱器以向各段提供熱量或從各段除去熱量)。由於反應過程中催化劑上發生結焦，所以優選採用雙反應塔式固定床單段絕熱反應器，其中通過交替地使用兩個塔可連續地進行催化環化反應，同時在未用於催化環化反應的閒置塔中進行塔中所含催化劑上任何焦炭的燒去。本文所用術語＂包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料＂意指有兩或多個碳原子且90％蒸餾溫度在190℃或更低的烴。烷屬烴的例子包括乙烷、丙烷、丁烷、戊烷、己烷、庚烷、辛烷和壬烷。烯烴的例子包括乙烯、丙烯、丁烯、戊烯、己烯、庚烯、辛烯和壬烯。除這些烯烴和/或烷屬烴之外，所用的輕質烴原料還可含有環烷烴類，如環戊烷、甲基環戊烷和環己烷；環烯烴類，如環戊烯、甲基環戊烯和環己烯；和/或二烯類，如環己二烯、丁二烯、戊二烯和環戊二烯。上述烴可以混合物的形式使用。所述混合物可含有N2、CO2、CO或其它惰性氣體作為稀釋劑。所述混合物還可含有H2或CH4，它們有抑制反應過程中沸石催化劑上出現結焦的作用。混合物中稀釋劑的含量優選為20％(體積)或更少，更優選10％(體積)或更少。特別優選輕質烴原料中飽和烴與不飽和烴的重量比為0.43至2.33。本文所用術語＂飽和烴與不飽和烴的重量比＂意指要加入反應器的烴質烴原料中飽和烴與不飽和烴的重量比。當如以下參考圖9的詳述中所述，利用提純和分離裝置(41)將從反應器(40)抽出的反應產物分成所要的芳烴部分和非芳烴部分(作為未反應原料和/或副產物)，並循環所述非芳烴部分時，飽和烴與不飽和烴的重量比意指混合物(44)中新鮮原料(43)和循環部分(42)的重量比。作為本發明方法中所用原料的烴混合物的例子包括上述烴的混合物，石油烴如石腦油經高溫熱裂化所得產物的C4餾分、或從所述C4餾分中除去丁二烯或除去丁二烯和異丁烯所得的餾分；石油烴經高溫熱裂化所得產物的C5餾分，或從所述C5餾分中除去二烯類所得的餾分；熱裂化的汽油；從熱裂化的汽油中萃取芳烴所得的殘液；流體催化裂化(FCC)-所產生的液化石油氣(LPG)；FCC-裂化的汽油；從重整產物中萃取芳烴所得的殘液；焦化LPG；和直餾石腦油。特別優選的混合物是石油烴如石腦油高溫熱裂化產物的C4餾分和C5餾分；從所述C4餾分和C5餾分中除去至少一部分丁二烯、異丁烯、異戊二烯和環戊二烯所得的餾分。更優選的原料是其中所述C4餾分與C5餾分的重量比為3/7至7/3的那些。上述烴混合物可單獨使用或組合使用。本文所用術語＂高溫熱裂化產物＂意指利用熱裂化裝置所產生產物，所述裝置用於使用管道的熱裂化過程，稱為＂蒸汽裂化＂。蒸汽裂化描述在《油與氣)》(TheOilandGasJournal)，pp.220-222，May12，1969。用於本發明方法中的烴原料可含有雜質，如含氧化合物，例如TBA(叔丁醇)、甲醇等。在本發明中，正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數(下文中常簡稱為＂正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數＂)是由以下方法得到的使用沸石催化劑在圖8所示裝置中進行正己烷的分解反應，用沸石催化劑的體積值、原料正己烷的流速值和所得反應產物中正己烷的濃度值進行計算。舉例來說，如下得到正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數。參見圖8，石英反應管(29)(10mmФ)從石英反應管(29)的下部至上部依次裝填有石英棉(36)、催化劑(35)和臘希環(32)。利用裝有用於調節溫度的熱電偶(34)的電爐(33)加熱石英反應管(29)，電爐(33)能使石英反應管(29)中所含的催化劑(35)的溫度如溫度計(30)所測恆定在500℃。然後，從原料入口(31)將正己烷加入石英反應管(29)，在大氣壓下以4hr-1的重量時空速度(WHSV)通過臘希環(32)。將在加入正己烷之後0.75小時和1小時兩個時間點之間的時間周期(即0.25小時)所得的反應產物用冷凝器(37)冷卻，再用由乾冰和乙醇組成的冷卻劑在集油槽(38)中進一步冷卻。分出的所有油組分收集在集油槽(38)中和分出的所有氣態組分收集在集氣袋(39)中。用FID-TCD氣相色譜(HP-5890系列II，由美國HewlettPackard公司製造和出售)和FID氣相色譜(GC-17A，由日本島津公司製造和出售)分別分析所得氣態組分和油組分的組成，從而得到反應產物中正己烷的濃度值。分別用正己烷的濃度值、沸石催化劑的體積值和原料正己烷的流速值置換下式中的相應項，而得到相對於在加入正己烷之後0.75小時和1小時兩個時間點之間的0.25小時的氣-油收集時間的平均的正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數。正己烷的轉化率[％]＝100-反應產物中正己烷的濃度[wt％]在上面用於確定θ[hr]的式中，術語＂沸石催化劑的體積＂意指沸石催化劑本身的體積，不包括催化劑床中所含的惰性物質(如臘希環、玻璃珠等)的體積。因此，用沸石催化劑本身的體積作為＂沸石催化劑的體積＂，從上式得到正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數。在本發明中，用上式計算並以單位(hr-1)表示的正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數，在將其轉化成以單位(sec-1)表示的值之後使用。在本發明方法中，如上所述，要求所述沸石催化劑滿足以下要求(1)(1)就在500℃、大氣壓下測量的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2(sec-1)或更大；當就正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性小於0.2(see-1)時，芳烴產物的產率則不令人滿意。為穩定地進行芳烴產物的生產至延長的時間周期，優選就正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2至2(sec-1)。本文所用術語＂芳烴產物的產率＂意指相對於原料中所含非芳烴量的芳烴產物的產率。在本發明中，術語＂催化劑床入口溫度＂意指首先與原料物流接觸部分催化劑床的溫度(術語＂催化劑床入口＂以下常稱為＂反應器入口＂)。術語＂催化劑床出口溫度＂意指最後與反應混合物流接觸部分催化劑床的溫度(術語＂催化劑床出口＂以下常稱為＂反應器出口＂)。術語＂催化劑床的溫度＂意指在垂直於原料物流流動方向的平面中一相應部分測量的催化劑床的溫度，所述平面中的部分與平面中心的距離為0至0.8d，其中d代表平面的中心和反應器內壁表面之間的距離。本發明中，術語相對於從催化劑床入口至催化劑床出口的距離的溫度分布的＂最大溫度值＂意指在從催化劑床入口至催化劑床出口的整個區域內測量溫度所得的溫度分布曲線的最大溫度值。本文所用術語＂最大值＂意指如YukinariTogi編輯的《分析概論》，PP.56-57，日本學術圖書出版社(1983)所述的純數學方面的最大值。本發明方法中，催化劑床的下限溫度為450℃或更高，催化劑床的上限溫度為650℃或更低。本發明中，在從催化劑床入口至催化劑床出口的整個區域內測量溫度所得的溫度分布曲線的最低溫度值定義為催化劑床溫度分布的最低溫度值。在從催化劑床入口至催化劑床出口的整個區域內測量溫度所得的溫度分布曲線的最高溫度值定義為催化劑床溫度分布的最高溫度值。催化劑床的溫度，包括催化劑床入口和出口的溫度，是利用下述文獻所述的熱電溫度計測量《能量控制技術[熱控]》編委會編的《能量控制技術[熱控]》，PP.384-389，日本節能中心出版，1989。本發明中，在滿足下述要求(2)至(4)的反應條件下，用有滿足上述要求(1)的催化活性的沸石催化劑生產芳烴(2)催化劑床的溫度在450℃至650℃的範圍內；(3)催化劑床表現出相對於從催化劑床入口至催化劑床出口的距離的溫度分布，其中所述溫度分布有至少一個最大溫度值；和(4)催化劑床出口的溫度相對於催化劑床入口的溫度在±40℃的範圍內。根據本發明的方法，可在固定床絕熱反應器中以高產率穩定地生產芳烴。當所述沸石催化劑有滿足上述要求(1)的活性，而且所述固定床絕熱反應器中催化劑床的溫度條件滿足上述要求(2)至(4)時，可在減少結焦的情況下以高產率穩定地進行芳烴的生產至延長的時間周期。按上述要求(2)至(4)，如圖3所示，催化劑床的溫度必須在450至650℃的範圍內，優選490至600℃，更優選500至580℃，而且催化劑床的溫度分布必須有至少一個最大值，且催化劑床出口的溫度相對於催化劑床入口的溫度必須在±40℃的範圍內。優選催化劑床在催化劑床入口和原料的重量時空速度(WHSV)為4hr-1的催化劑床部分之間有至少一個最大溫度值。更優選催化劑床在原料的WHSV為80hr-1的催化劑床部分和原料的WHSV為4.5hr-1的催化劑床部分之間有至少一個最大溫度值。在恆溫反應器等中催化劑床的溫度分布沒有最大溫度值。當催化劑床出口溫度相對於催化劑床入口溫度低於-40℃時，芳烴的產率較低。另一方面，當催化劑床出口溫度相對於催化劑床入口溫度高於+40℃時，反應區的溫度太高，從而結焦增加，催化劑的活性迅速降低，而難以穩定地進行反應。當催化劑床的溫度低於450℃時，芳烴的產率較低。另一方面，當催化劑床的溫度高於650℃時，結焦增加，催化劑的活性迅速降低，而難以穩定地進行反應。當所述沸石催化劑滿足上述要求(1)，而且所述固定床絕熱反應器中催化劑床的溫度條件滿足上述要求(2)至(4)時，與不滿足上述要求(1)至(4)之任一要求的反應方法相比，可減少結焦，並可以高產率穩定地進行芳烴的生產至延長的時間周期。以下參考附圖1和2描述本發明方法的優選實施方案。圖1和2中，數1和2代表從輕質烴製備芳烴的固定床絕熱反應器。加入固定床絕熱反應器1的原料物流3由例如石油烴如石腦油高溫熱裂化系統產物的C4餾分，或從所述C4餾分中除去丁二烯或除去丁二烯和異丁烯所得的餾分組成。加入固定床絕熱反應器2的原料物流4由例如石油烴如石腦油高溫熱裂化系統產物的C5餾分，或從所述C5餾分中除去二烯類所得的餾分組成。原料物流3和原料物流4的重量比沒有特別的限制。例如，在大氣壓至30kg/cm2·G的壓力下將450至650℃的原料物流3以0.1至50hr-1的重量時空速度(WHSV)加入固定床絕熱反應器1。在與原料物流3加入固定床絕熱反應器1相同的壓力和重量時空速度(WHSV)下，將與原料物流3相同溫度的原料物流4加入固定床絕熱反應器2。分別在絕熱反應器1和2中形成的反應混合物流5和6相互混合，形成反應混合物流7。在圖2中，數8代表與圖1中所示絕熱反應器1和2相同的固定床絕熱反應器。原料物流9與圖1所示原料物流3相同，原料物流10與圖1所示原料物流4相同。原料物流9和10以與圖1所示實施方案中原料物流3和4相同的重量比混合，而形成原料物流11。在與圖1所示實施方案中原料物流3和4分別加入固定床絕熱反應器1和2相同的原料溫度、重量時空速度(WHSV)和壓力下，將原料物流11加入固定床絕熱反應器8。在本發明方法中，參考圖2的上述實施方案所得芳烴的產率可能比參考圖1的上述實施方案所得芳烴的產率高。本發明的方法不限於以上實施方案。本發明中，優選在環化反應期間所述固定床絕熱反應器的內壓在大氣壓至30kg/cm2·G的範圍內，和烴質烴原料以0.1至50hr-1的重量時空速度(WHSV)加入所述絕熱反應器。反應器的上述＂內壓＂意指在反應器入口和反應器出口的各內壓的平均值。在反應器的各入口和出口的內壓可利用以下文獻所述的壓力計進行測量《能量控制技術[熱控]》編委會《能量控制技術[熱控]》，PP.398-406，日本節能中心，1989。上述＂重量時空速度(WHSV)＂用下式計算WHSV(hr-1)＝原料物流的流量(g/hr)/催化劑的量(g)上式中原料物流的流量可利用以下文獻所述的流量計測量《能量控制技術[熱控]》編委會《能量控制技術[熱控]》，PP.408-414，日本節能中心，1989。本發明方法中，如下所述，可利用氣-流分離器和任選地利用蒸餾塔，將富含芳烴產物的反應混合物分成芳烴產物和主要由非芳烴產物組成的部分。在此情況下，主要由芳烴組成的前一部分可直接使用，或可經處理如脫烷基化。至於主要由非芳烴產物組成的後一部分，優選循環使用或供給其它工藝。以下參考表示本發明優選實施方案的附圖，更詳細地描述本發明的方法。圖5為表明由本發明方法所得反應混合物的一種分離方式的流程圖。圖5中，原料物流17在加熱器13中加熱，加熱後的原料物流18加入含有沸石催化劑的固定床絕熱反應器14中，而得到反應混合物流19。原料物流17為包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料。烴質烴原料的具體實例包括石油烴如石腦油高溫熱裂化系統產物的C4餾分，或從所述C4餾分中除去丁二烯或除去丁二烯和異丁烯所得的餾分；石油烴高溫熱裂化系統產物的C5餾分，或從所述C5餾分中除去二烯類所得的餾分；熱裂化的汽油；從熱裂化的汽油中萃取芳烴所得的殘液；FCC-LPG；FCC-裂化的汽油；從重整產物中萃取芳烴所得的殘液；焦化LPG；和直餾石腦油。反應混合物流19的熱量可用於預熱原料物流17。反應混合物流19利用用於冷卻的換熱器15冷卻，利用產物A和產物B之間的沸點之差，藉助分離裝置16，將冷卻的反應混合物流20分成主要由所要的芳烴產物組成的產物A和主要由氫和非芳烴產物(包括有1至5個碳原子的烷屬烴、烯烴和/或環烷屬烴)組成的作為副產物的產物B，所述分離裝置16包括一氣-液分離器和任選地包括一蒸餾塔(其可改善由氣-液分離器所分離產物的純度)。如上所述，例如，反應混合物流19可利用用於冷卻的換熱器15冷卻，或者可利用原料物流17冷卻，再用用於冷卻的換熱器15進一步冷卻。圖6為表明由本發明方法所得反應混合物的另一種分離方式的流程圖。如圖6中所示，以與圖5所示相同的的方式從原料物流17製備反應混合物流19。反應混合物流19可利用用於冷卻的換熱器15冷卻，或者可利用原料物流17冷卻，再用用於冷卻的換熱器15進一步冷卻。利用產物A、C和D之間的沸點之差，藉助包括一氣-液分離器和任選地包括一蒸餾塔的分離裝置16，將冷卻的反應混合物流20分成主要由所要的芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的作為副產物的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的作為副產物的產物D。圖5中所示的主要由芳烴產物組成的產物A與圖6中所示的主要由芳烴產物組成的產物A可相同或不相同。可用於用於冷卻的換熱器15的冷卻劑的例子包括冷卻的水、丙烯、乙烯和含氟化合物。為減少必要的設備投資和所需能量，可用由丙烯或乙烯組成的冷卻劑，所述丙烯或乙烯是在通過石油烴高溫熱裂化成乙烯和包括丙烯和C4和C5餾分的副產物生產乙烯的工藝中產生並在所述工藝中用作冷卻劑。在此情況下，包括C4和C5餾分的乙烯生產工藝副產物可作為所述輕質烴原料的至少一部分。在本發明中，原料物流17可以是由以下方法所得的C5餾分將石油烴高溫熱裂化系統的產物加入一用於分離熱裂化汽油的分離器，以得到熱裂化汽油，再將所得的熱裂化汽油加入一用於分離C5餾分的分離器。在此情況下，可用上述用於分離C5餾分的分離器作為用於分離反應混合物流19的分離裝置16。本發明中，術語＂氣-液分離器＂意指下述文獻所述的那些化學工程學會編的《工藝設備的結構設計，第2冊，塔和容器》，PP.73-130，日本丸善有限公司出版，1970。術語＂蒸餾塔＂意指下述文獻所述的那些化學工程學會《工藝設備的結構設計，第2冊，塔和容器》，PP.2-4，日本丸善有限公司，1970。術語＂加熱器＂意指下述文獻所述的管式加熱器化學工程學會《工藝設備的結構設計，第4冊，加熱器》，PP.1-4，日本丸善有限公司，1970。本發明方法中，至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物B、或至少部分至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D的組分(提純和分離所要的芳烴產物所得的產物B、C和D)，可循環回絕熱反應器14而作為所述輕質烴原料的一部分。在此情況下，所述循環產物可與原料物流17混合，或與用加熱器13加熱原料物流17所得的原料物流18混合。或者，所述循環產物可以這樣一種方式直接加入反應器14中催化劑床的中間部分而不是反應器14的入口，以使反應器14的催化劑床的溫度條件滿足上述要求(2)至(4)。本發明方法中，如上所述將至少部分產物B或至少部分至少一種選自產物C和D的組分循環回反應器的實施方案的一個典型實例示於圖9中。舉例來說，參見圖9(為表明由本發明方法所得反應產物的一種循環方式的流程圖)，新鮮原料43加入反應器40得到反應產物，用提純和分離裝置41將所得反應產物分成所要的芳烴產物和非芳烴產物(作為完整的原料或副產物)。循環所述非芳烴產物，循環的產物42與新鮮原料43混合得到混合物44，將混合物44加入反應器40。此外，本發明方法中，至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物B、或至少部分至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D的組分(提純和分離所要的芳烴產物所得的產物B、C和D)，可加入生產乙烯的石油烴高溫熱裂化系統中。在此情況下，各種有用的產物如乙烯、丙烯、C4餾分、C5餾分和芳烴產物(例如苯、甲苯、二甲苯等)均可由上述生產乙烯的石油烴高溫熱裂化系統製備。本發明方法中，主要由芳烴產物組成的產物A可用至少一種選自下列方法的方法處理一種方法是用脫烷基化設備處理所述產物A，從而產生苯；一種方法是用蒸餾設備、萃取設備或萃取蒸餾設備處理所述產物A，從而產生苯、甲苯和二甲苯(下文中這三種化合物合起來稱為＂BTX＂)；一種方法是用歧化設備或異構化設備處理所述產物A；一種方法是使所述產物A與汽油混合。本文所用術語＂脫烷基化設備＂意指如以下文獻所述的催化脫烷基化方法或加熱脫烷基化方法中所用的反應器日本石油學院《新石油化工上藝》，PP.145-155，日本SaiwaiShobo出版，1986。本文所用術語＂蒸餾設備＂意指以下文獻所述的蒸餾系統中所用的設備日本化學工程學會《工藝設計》第3冊，「用裂化、加熱和蒸餾作為重要手段的系統設計」，PP.183-206，日本丸善有限公司，1974。本文所用術語＂歧化設備＂意指以下文獻所述歧化反應中所用的設備日本石油學院《新石油化工工藝》，PP.100-115，日本SaiwaiShobo，1986。本文所用術語＂異構化設備＂意指以下文獻所述異構化反應中所用的設備日本石油學院《新石油化工工藝》，PP.69-88，日本SaiwaiShobo，1986。本文所用術語「萃取設備」和＂萃取蒸餾設備＂意指以下文獻所述的萃取方法、萃取蒸餾方法或共沸蒸餾方法中所用的設備日本化學工程學會《工藝設計》第3冊，「用裂化、加熱和蒸餾作為重要手段的系統設計」，PP.206-213，日本丸善有限公司，1974。本發明方法中，可顯著地減少催化環化反應期間沸石催化劑上出現含碳物質(焦炭)。然而，如果沸石催化劑上發生結焦，可暫時停止向所述固定床絕熱反應器供應輕質烴原料，並可在催化劑再生區，用含氧惰性氣體作為燃燒氣燒去催化環化反應期間沸石催化劑上形成的焦炭，以再生所述沸石催化劑。從催化劑再生區流出的廢燃燒氣可排放至大氣中，或者可以下述方式用循環壓縮機循環至催化劑再生區。在兩種情況下，都優選通過使所述含氧惰性氣體與吸水劑接觸降低流入催化劑再生區的含氧惰性氣體的水含量。含氧惰性氣體的代表性實例是空氣。當循環從催化劑再生區流出的廢燃燒氣時，優選用循環壓縮機使所述廢燃燒氣經加熱器循環至催化劑再生區，從而形成包括通過管線依次相連的催化劑再生區、循環壓縮機和加熱器的燃燒氣循環系統。在此情況下，可在位於催化劑再生區出口和加熱器入口之間的第一口將新鮮的含氧惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的0.05至50％(體積)、優選2.5至10％(體積)的量加入所述燃燒氣循環系統，同時以與加入所述第一口的所述新鮮的含氧惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣。調節加入的上述新鮮的含氧惰性氣體的量及其氧含量，以使流入所述催化劑再生區的燃燒氣的氧含量為0.01至10％(體積)、優選0.5至2％(體積)。此外，可在第二口將不含氧的新鮮惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的10％(體積)或更少、優選5％(體積)或更少的量加入所述燃燒氣循環系統，所述第二口與所述第一口為同一口或與所述第一口分別設在所述催化劑再區的出口和所述加熱器的入口之間，同時以與加入所述第二口的所述不含氧的新鮮惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中遞增地排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣。此操作可抑制流入所述催化劑再生區的燃燒氣中蒸汽分壓的增加。如上所述，當除新鮮的含氧惰性氣體之外還向燃燒氣循環系統中加入不含氧的新鮮惰性氣體時，所述新鮮的含氧惰性氣體和不含氧的新鮮惰性氣體可分別在第一口和第二口分別地加入所述燃燒氣循環系統。另一方面，可先將所述新鮮的含氧惰性氣體和不含氧的新鮮惰性氣體混合，然後在一個口加入所述燃燒氣循環系統。圖7為表明本發明方法所用沸石催化劑的一種再生方式的流程圖。圖7所示燃燒氣循環系統中，新鮮的含氧惰性氣體28和不含氧的新鮮惰性氣體27可分別在第一口和第二口分別地加入所述燃燒氣循環系統。圖7中，已用加熱器23加熱至350至600℃、優選390至580℃、更優選420至480℃的新鮮的含氧惰性氣體28(例如空氣)，以基於所述燃燒氣循環體積的0.05至50％(體積)、優選2.5至10％(體積)的量加入所述燃燒氣循環系統，以使流入催化劑再生區21的燃燒氣24的氧含量為0.01至10％(體積)、優選0.5至2％(體積)，催化劑再生區21含有粘附有焦炭的沸石催化劑。由新鮮的含氧惰性氣體28和從催化劑再生區21流出的廢燃燒氣25組成的燃燒氣用循環壓縮機22加入加熱器23。此外，在要被壓縮的燃燒氣到達循環壓縮機22之前，或在來自循環壓縮機22的壓縮的燃燒氣到達加熱器23之前(後一情況未示出)，將不含氧的新鮮惰性氣體27以基於所述燃燒氣循環體積的10％(體積)或更少、優選5％(體積)或更少的量加入所述燃燒氣循環系統。另外，在要被壓縮的燃燒氣到達循環壓縮機22之前，或在來自循環壓縮機22的壓縮的燃燒氣到達加熱器23之前(後一情況未示出)，從所述燃燒氣循環系統中排出一部分從催化劑再生區21流出的廢燃燒氣25(從催化劑再生區21流出的廢燃燒氣25的該部分由數26表示)，其量與加入的新鮮的含氧惰性氣體28和加入的不含氧的新鮮惰性氣體27的總量基本相等，具體地，例如為基於所述燃燒氣循環體積的0.05至60％(體積)、優選0.05至20％(體積)，以使所述燃燒氣循環系統的內壓可保持在預定的水平。用於排放部分廢燃燒氣的口可設在用於加入新鮮的含氧惰性氣體的所述第一口和用於加入不含氧的新鮮惰性氣體的所述第二口下遊一位置(此實施方案未示出)。通過以上操作，有可能抑制流入催化劑再生區21的燃燒氣中蒸汽分壓的增加，從而大大地抑制催化活性的降低。優選在加入加熱器23之前，使燃燒氣與吸水劑接觸，降低來自循環壓縮機22的燃燒氣的水含量。所述惰性氣體選自除與沸石接觸時產生H2O的那些氣體(如醇和醚)之外的氣體。作為惰性氣體，特別理想的是氮氣。本發明中，所述絕熱反應器不僅可用於催化環化反應，而且可在再生所述沸石催化劑的燃燒氣循環系統中作為再生反應器。在此情況下，所述催化環化反應系統和所述燃燒氣循環系統共同使用同一反應器，其在前者中起用於催化環化的絕熱反應器的作用，並在後者中起催化劑再生反應器的作用。亦即，在催化環化反應之後，通過操作適合的閥使絕熱反應器與催化環化反應系統斷開而與再生沸石催化劑的燃燒氣循環系統相連，將絕熱反應器用作再生反應器，形成如圖7中所示的閉路循環系統。(當如上述雙反應塔型反應器的情況下使用兩個反應器時，或類似地使用三個或多個反應器時，配置適合的閥，從而可通過開關所述閥適合地形成至少一個催化環化反應系統和至少一個燃燒氣循環系統，所述系統涉及多個反應器。)或者，可將催化環化反應中所用的沸石催化劑從絕熱反應器中取出，而送入圖7所示燃燒氣循環系統中的催化劑再生區(所述催化劑再生區與用於催化環化反應的絕熱反應器分開提供)，然後可進行所述沸石催化劑的再生。同樣，用於加熱催化環化反應的原料物流的加熱器也可在用於再生沸石催化劑的燃燒氣循環系統中用作加熱器。此外，可將要用循環壓縮機22壓縮的燃燒氣冷卻，並且壓縮的燃燒氣可在到達加熱器23之前被加熱，其中所述冷卻和加熱可用至少一個換熱器進行。要用循環壓縮機22壓縮的燃燒氣的上述冷卻是要增加循環壓縮機22的效率，壓縮的燃燒氣在到達加熱器23之前的上述加熱是要降低加熱器23上的負荷。可用以下兩種方法之一實現所述熱交換。即，在一種方法中，如此安排連接催化劑再生區出口與循環壓縮機入口的一段管線和連接循環壓縮機出口與加熱器入口的一段管線，以使所述兩段管線均通過單一換熱器(未示出)，而用此單一換熱器實現所述冷卻和加熱。或者，在另一方法中，連接催化劑再生區出口與循環壓縮機入口的一段管線和連接循環壓縮機出口與加熱器入口的一段管線分別設有用於冷卻的換熱器(未示出)和用於加熱的換熱器(未示出)，從而用兩個分開換熱器分別實現所述冷卻和加熱。在本發明方法中，可利用包括通過管線相連的一汽蒸反應器、一循環壓縮機、一加熱器和至少一個換熱器的蒸汽循環系統進行所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸。在此情況下，優選用所述汽蒸反應器作為用於催化環化反應的絕熱反應器。此外，優選用所述蒸汽循環系統作為用於再生沸石催化劑的上述燃燒氣循環系統。在此情況下，用所述汽蒸反應器作為燃燒氣循環系統中包括催化劑再生區的再生反應器，或用燃燒氣循環系統中包括催化劑再生區的再生反應器代替所述汽蒸反應器，並用燃燒氣循環系統所用的燃燒氣代替用於汽蒸循環系統的蒸汽。在本發明中，優選所述汽蒸反應器還用作絕熱反應器和再生反應器。本文所用術語＂循環壓縮機＂意指容積式壓縮機、活塞式壓縮機、離心壓縮機、離心增壓機、軸流式壓縮機和軸流式增壓機等，它們描述在以下文獻中日本機械工程學會編的《機械工程手冊，第6修訂版》，「第10章氣動機械」，PP.11-46，日本機械工程學會出版，1977。發明的最佳實施方式下面參考以下實施例和對比例進一步詳細地說明本發明，但其不應解釋為限制本發明的範圍。實施例1將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，在圖8所示恆溫反應器中，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。舉例來說，根據上述方法，在500℃、大氣壓下的反應器中，對於正己烷以4hr-1的重量時空速度(WHSV)，進行正己烷的分解反應。結果，測得對於0.25小時的氣-油收集時間，平均的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.28(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以3∶7的重量比混合，以使所得原料中不飽和烴/飽和烴的重量比為1.54(在0.43至2.33的範圍內)，從而製得原料。將所得原料加熱至530℃，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器，從而實現催化環化反應。開始反應之後10小時和5天時所得的反應結果，與反應條件一起示於表3中。對比例1重複與實施例1中基本上相同的步驟，但使用僅由表2中所示的C5餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.37)組成的原料。開始反應之後10小時和5天時所得的反應結果，與反應條件一起示於表3中。對比例2重複與實施例1中基本上相同的步驟，但使用僅由表1中所示的C4餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為3.00)組成的原料。開始反應之後10小時和5天時所得的反應結果，與反應條件一起示於表3中。表3中所示對比例1和2的結果表明當反應條件不滿足本發明中定義的所有要求(1)、(2)、(3)和(4)時，將出現問題如芳烴的產率下降和不能進行穩定的反應。實施例2重複與對比例2中基本上相同的步驟，但所述固定床、單段、絕熱反應器的內壓為1kg/cm2·G。開始反應之後10小時和3天時所得的反應結果，與反應條件一起示於表4中。對比例2中開始反應之後10小時和3天時所得的反應結果，也示於表4中。實施例3表1中所示的C4餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為3.00)加熱至530℃，加入固定床、單段、絕熱反應器中，所述反應器填充有由與實施例1相同的方法所得沸石催化劑的催化劑床。將所得反應產物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D。所述分離是利用一氣一液分離器和一蒸餾塔完成。然後，將產物C循環回所述固定床、單段、絕熱反應器。反應條件滿足本發明中定義的所有要求(1)、(2)、(3)和(4)。開始反應之後10小時和3天時所得的反應結果，與反應條件一起示於表4中。表4表明當反應條件滿足本發明中定義的所有要求(1)、(2)、(3)和(4)時，可以高產率獲得芳烴並可進行穩定的反應，而與原料的組成無關。對比例3將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過反應器1小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.55(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.37，其在0.43至2.33的範圍之外)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。對比例4重複與對比例3中基本上相同的步驟，但使用表1中所示的C4餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為3.00)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。實施例4重複與對比例3中基本上相同的步驟，但使用將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以3∶7的重量比混合所製備的原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為1.54)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。表5表明在上述條件下，實施例4中通過將C5餾分與C4餾分以3∶7的重量比混合所製備的原料反應所得芳烴的產率(56.7％(重))，高於將僅由C5餾分組成的原料反應所得反應混合物(對比例3)與僅由C4餾分組成的原料反應所得反應混合物(對比例4)以3∶7的重量比混合所得反應混合物中芳烴的產率(54.7％(重))(以下稱為計算的芳烴產率)。上述計算的芳烴產率是由下式得到的(對比例3中所得芳烴產率)×0.3＋(對比例4中所得芳烴產率)×0.7。根據對比例3和4、及實施例4，開始反應之後5天所得的芳烴產率均示於表5中。結果表明在實施例4中的反應條件下，可以高產率獲得芳烴並可進行穩定的反應。對比例5用與對比例3中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.28(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.37，其在0.43至2.33的範圍之外)加熱至500℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。對比例6重複與對比例5中基本上相同的步驟，但使用表1中所示的C4鎦分(不飽和烴/飽和烴的重量比為3.00)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。實施例5重複與對比例5中基本上相同的步驟，但使用將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以3∶7的重量比混合所製備的原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為1.54)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。如表5所示，實施例5中所得芳烴的產率(51.2％(重))高於由對比例5和6中所得芳烴產率計算出的計算的芳烴產率(49.3％(重))。對比例7在與對比例5中相同的條件下汽蒸由與對比例3中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.28(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.37)加熱至450℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。對比例8重複與對比例7中基本上相同的步驟，但使用表1中所示的C4餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為3.00)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。對比例9在與對比例5中相同的條件下汽蒸由與對比例3中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以3∶7的重量比混合，以使所得原料中不飽和烴/飽和烴的重量比為1.54(在0.43至2.33的範圍內)，從而製得原料。將所得原料加熱至450℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表5中。如表5中所示，在對比例9中通過將C5餾分與C4餾分以3∶7的重量比混合所製備的原料反應所得芳烴的產率(43.9％(重))，低於由對比例7和8中所得芳烴產率計算出的計算的芳烴產率(44.7％(重))。實施例6將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.28(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表6中。對比例10重複與實施例6中基本上相同的步驟，但將模製ZSM-5沸石催化劑汽蒸40小時，以使其初始階段催化活性變為小於0.2(sec-1)。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表6中。實施例7將46.4份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、11.6份(重)γ-氧化鋁和42份(重)鋁酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為20％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表6中。對比例11使鈉離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)經離子交換，以使所述沸石的鈉含量變為3000重量ppm，從而得到銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽。將60份(重)上述銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。在此試驗中，所述沸石催化劑的鈉含量的測量是由以下方法進行的將所述催化劑加入1N-HCl水溶液中，所得混合物加熱5分鐘，經過濾得到濾液，再用原子吸收光譜儀(AA-640-12，日本島津公司製造和出售)分析所述濾液。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.05(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表7中。由與上述相同的方法測量實施例6中所用沸石催化劑的鈉含量。結果，測得其鈉含量為110重量ppm。為進行比較，實施例6的條件和結果，包括所述沸石催化劑的鈉含量，也示於表7中。實施例8重複與實施例6中基本上相同的步驟，但利用一氣-液分離器和一蒸餾塔，將所得反應產物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D，並將產物C循環回所述固定床、單段、絕熱反應器。具體地說，將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.28(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。將所得反應產物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D。所述分離是利用一氣-液分離器和一蒸餾塔完成。在將所述反應產物分成產物A、C和D的分離中，使用由丙烯組成的冷卻劑，所述丙烯是在生產乙烯的工藝中產生並在其中用作冷卻劑。然後，將產物C循環回所述固定床、單段、絕熱反應器。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表8中。如圖8中所示，實施例8中所得C6-C9芳烴的產率高於實施例6中所得C6-C9芳烴的產率。實施例9重複與實施例8中基本上相同的步驟，但所得的主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C不循環回所述固定床、單段、絕熱反應器，而加入熱裂化設備，從而實現產物C的熱裂化。具體地說，在與實施例8中相同的條件下汽蒸由與實施例8中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。將所得反應產物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D。所述分離是利用一氣-液分離器和一蒸餾塔完成，在所述分離中，使用由丙烯組成的冷卻劑，所述丙烯是在生產乙烯的工藝中產生並在其中用作冷卻劑。在壓力為大氣壓、蒸汽稀釋率為0.35、COT(旋管出口溫度)為825℃和接觸時間為0.32秒的條件下，使所得產物C在熱裂化設備中經熱裂化。結果示於表9中。實施例10重複與實施例8中基本上相同的步驟，但所得的主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C不循環回所述固定床、單段、絕熱反應器，並使所得的主要由芳烴產物組成的產物A經脫烷基化作用。具體地說，在與實施例8中相同的條件下汽蒸由與實施例8中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。將所得反應產物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D。所述分離是利用一氣-液分離器和一蒸餾塔完成，在所述分離中，使用由丙烯組成的冷卻劑，所述丙烯是在生產乙烯的工藝中產生並在其中用作冷卻劑。在芳烴的總轉化率為70％的條件下，使所得產物A經脫烷基化作用。結果示於表10中。實施例11(i)將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。(ii)在進行第一步汽蒸的過程中，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床，並在氮氣流下將所述催化劑床加熱至600℃。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G(其中蒸汽分壓為0.8kg/cm2)和溫度為600℃的蒸汽-氮氣混合物，以0.08hr-1的重量時空速度(WHSV)加入並流過所述反應器10分鐘。對沿蒸汽流動方向排列的7段等長的催化劑床，測量汽蒸過程中每段的溫度隨時間的變化。然後，在第二步中，首先暫時停止所述蒸汽的加入和流過，再用氮氣清除反應器殘留的蒸汽。在氮氣流下將所述催化劑床的溫度升至並固定在640℃。隨後，將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G(其中蒸汽分壓為0.8kg/cm2)和溫度為640℃的蒸汽-氮氣混合物，以0.08hr-1的WHSV加入並流過所述反應器14分鐘。測量汽蒸過程中每段的溫度隨時間的變化。上述汽蒸用循環壓縮機、換熱器、加熱器和管線進行，它們將用於通過燃燒再生催化劑。(iii)為評價如此汽蒸的所述模製沸石催化劑的脫鋁度，進行正己烷的轉化反應試驗。公知正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數與沸石催化劑中沸石的Si/Al原子比成正比。因此，從上面得到的部分脫鋁的沸石催化劑的7段等長的催化劑床中每段取出一部分，對所述7段等長的汽蒸過的催化劑床中每段的該部分，用與實施例1相同的方法得到正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數。所述沸石催化劑的活性、和汽蒸過程中催化劑床最上部分和最下部分的平均溫度，與沸石催化劑部分脫鋁的反應條件一起，示於表11中。表11中所示的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數與沸石的脫鋁度成正比。在表11中，催化劑床最上部分意指所述7段等長的催化劑床的最上面一段，催化劑床最下部分意指所述7段等長的催化劑床的最下面一段。催化劑床最上部分的平均溫度意指對所述催化劑床最上部分的上部至下部所得的平均溫度，催化劑床最下部分的平均溫度意指對所述催化劑床最下部分的上部至下部所得的平均溫度。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表11中。反應後，取出催化劑床的最上部分，用日本屋野木有限公司製造和出售的CHNCORDERMODELMT-5，確定反應過程中所述沸石催化劑上形成的焦炭的量。實施例12用與實施例11的步驟(i)中相同的方法，得到模製ZSM-5沸石催化劑。以與實施例11基本相同的方式，進行所述模製沸石催化劑的汽蒸，但不進行步驟(ii)的第二步操作。具體地說，用與實施例11的步驟(i)中相同的方法所得的模製ZSM-5沸石催化劑，填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床，在氮氣流下將所述催化劑床加熱至600℃。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G(其中蒸汽分壓為0.8kg/cm2)和溫度為600℃的蒸汽-氮氣混合物，以0.08hr-1的WHSV加入並流過所述反應器1小時。對沿蒸汽流動方向排列的7段等長的催化劑床，測量汽蒸過程中每段的溫度隨時間的變化。然後以與實施例11的步驟(iii)中相同的方式，評價所述汽蒸的沸石催化劑的活性。所述部分脫鋁的沸石催化劑的催化劑床的最上部分、中間部分和最下部分的各活性，及汽蒸過程中催化劑床的最上部分和最下部分的平均溫度示於表11中。然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530℃，加入所述固定床、單段、絕熱反應器中。開始反應之後10小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表11中。取出催化劑床的最上部分，以與實施例11中相同的方式，確定反應過程中所述沸石催化劑上形成的焦炭的量。結果以相對於實施例11中確定的焦炭量的相對焦炭量示於表11中。表11表明當以2步進行沸石催化劑的汽蒸時，可有效地抑制反應過程中沸石催化劑上出現結焦。實施例13將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為40％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為650℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器5小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。(i)然後，將表2中所示的C5餾分和表1中所示的C4餾分以6∶4的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.86)加熱至530至550℃的溫度，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器2天。(ii)然後，停止加入所述原料，用圖7中所示的燃燒氣循環系統，在下述條件下，在約2小時內進行所述沸石催化劑上形成的焦炭的燒去，從而再生催化劑。燃燒氣的循環體積5000m3/hr(在0℃、大氣壓下測量)氧氣濃度0.8至1.2％(體積)從燃燒氣循環系統排出的廢燃7.3至9.2％(體積)燒氣量GHSV530hr-1壓力5kg/cm2·G溫度420至520℃在催化劑的再生中，圖7中所示氣體27(新鮮的惰性氣體)(以下稱為＂補充氣體＂)的用量為基於燃燒氣循環體積的3.5％(體積)，氣體28(含氧惰性氣體)的用量為基於燃燒氣循環體積的3.8至5.7％(體積)。用於再生催化劑的上述操作(ii)之後，交替地重複與上述操作(i)中相同步驟的輕質烴原料的催化環化反應，和與上述操作(ii)中相同步驟的催化劑的再生。在第一次催化環化反應和使用已再生75次的催化劑的催化環化反應中所得的反應結果，與反應條件一起，示於表12中。術語＂GHSV＂(氣體時空速率)意指由下式確定的值實施例14重複與實施例13中基本相同的步驟，但在催化劑的再生中，補充氣體27的用量為基於燃燒氣循環體積的0.1％(體積)，從燃燒氣循環系統排出的廢燃燒氣量為基於燃燒氣循環體積的3.9至5.8％(體積)。在第一次催化環化反應和使用已再生75次的催化劑的催化環化反應中所得的反應結果，與反應條件一起，示於表13中。對比例12將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為80％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為550℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器1小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為3(sec-1)。然後，用所得的模製沸石催化劑填充一10mmФ的石英反應管(恆溫反應器)，形成催化劑床，所述石英反應管與正己烷轉化反應試驗中所用的相同，用電爐加熱所述石英反應管的外部，使整個催化劑床的溫度均勻地調至538℃。然後，將正戊烷與正戊烯以60∶40的重量比混合，製備原料。將所得原料(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.66)加熱至538℃，在大氣壓下加入並流過上述恆溫反應器，從而實現催化環化反應。開始反應之後5小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表13中。包括所述石英反應管和電爐的反應設備的示意圖示於圖8中。如表13所示，在對比例12中，開始反應之後5小時時的芳烴產率較高，但開始反應之後5天時的芳烴產率較低。亦即，在對比例12中，芳烴產率不能在延長的時間周期內保持高水平。對比例13至15將60份(重)銨離子形式的ZSM-5結晶矽鋁酸鹽(其沸石結構中Si/Al原子比為46)、15份(重)γ-氧化鋁和25份(重)硝酸鋅捏和，使所得混合物經擠壓成形，而得到直徑1.6mm、長4至6mm的模製製品。將所述模製製品在120℃下乾燥4小時，然後在500℃下焙燒3小時，得到鋅含量為10％(重)的模製ZSM-5沸石催化劑。然後，用所得模製沸石催化劑填充固定床、單段、絕熱反應器，形成催化劑床。將蒸汽含量為80％(體積)、壓力為1kg/cm2·G和溫度為700℃的蒸汽-氮氣混合物，加入並流過所述固定床、單段、絕熱反應器2小時，以實現所述沸石催化劑的汽蒸。為評價如此汽蒸的模製沸石催化劑的初始階段催化活性，以與實施例1相同的方式，在等溫條件下用所述沸石催化劑的試樣，進行正己烷的轉化反應試驗。結果，測得正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數為0.3(sec-1)。然後，將表2中所示的C5餾分(不飽和烴/飽和烴的重量比為0.37)加熱至530℃，在大氣壓下以0.8hr-1的WHSV加入並流過上述固定床、單段、絕熱反應器，從而實現催化環化反應(對比例13)。開始反應之後5小時時所得的反應結果，與反應條件一起示於表3中。重複與對比例13基本相同的步驟，但用僅由表2中所示的C5餾分的飽和烴組成的原料作為原料(對比例14)。結果示於表13中。如表13中所示，對比例13中所得芳烴產率(22.9％(重))小於由對比例14中的芳烴產率和對比例15中的芳烴產率計算出的計算的芳烴產率(29.8％(重))。上述計算的芳烴產率可如下獲得。(i)表2中所示的C5餾分(有5或更少碳原子的烴)的每種組分的量如下。(ii)即，飽和烴的總量為72.9％(重)，不飽和烴的量為27.1％(重)。(iii)如表13中所示，在對比例14(僅使用飽和烴)中，芳烴的產率為19.7％(重)，在對比例15(僅使用不飽和烴)中，芳烴的產率為56.8％(重)。(iv)因此，可由下式計算所述計算的芳烴產率。(19.7×72.9＋56.8×27.1)/100＝29.8％(重)。表1表2表3正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數＝0.28(sec-1)表4正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數＝0.28(sec-1)表5壓力＝5[kg/cm2·G]；WHSV＝2.8[hr-1]*1)用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示*2)由下式計算對比例3的芳烴產率×0.3＋對比例4的芳烴產率×0.7*3)由下式計算對比例5的芳烴產率×0.3＋對比例6的芳烴產率×0.7*4)由下式計算對比例7的芳烴產率×0.3＋對比例8的芳烴產率×0.7表7*用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示表8*1)用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示*2)基於新鮮原料的C6-C9芳烴產率[wt％]表9用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示*2)COT旋管出口溫度*3)COP旋管出口壓力表10*用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示表11*1)在實施例11中，所有平均溫度均為在第一和第二步中所得所有數據的平均。*2)用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示表12對比例12對比例13對比例14對比例15反應條件壓力[kg/cm2·G]不飽和烴/飽和烴的重量比正己烷的分解活性*1)[sec-1]反應時間催化劑床入口溫度[℃]催化劑床出口溫度[℃]催化劑床入口溫度和出口溫度之差[℃]催化劑床的最低溫度[℃]催化劑床的最高溫度[℃]最大溫度值[℃]00.6635小時538538----00.370.35小時53043496434530-0見*2)0.35小時530413117413530-0見*3)0.35小時5305282404530-C6-C9芳烴的產率[wt％]62.122.919.756.8C6-C9芳烴的計算產率[wt％]-29.8--開始反應後5天時芳烴的產率[wt％]4.021.818.84.3*1)用正己烷分解的初始階段第一級反應速率常數表示*2)僅用表2中所示C5餾分的飽和烴*3)僅用表2中所示C5餾分的不飽和烴工業應用通過本發明的方法，不僅可以高產率從包括烯烴和/或烷屬烴的輕質烴生產芳烴，而且催化活性的降低很小，從而，使用就結構簡單和效率高而論適於工業應用的固定床、絕熱反應器，可穩定地進行芳烴的生產至延長的時間周期。本發明的方法可廣泛地適用於石油化學工業和石油加工，特別適用於生產芳族化合物和高辛烷值汽油。權利要求1.一種由輕質烴催化環化生產芳烴的方法，包括將包括至少一種選自烯烴和烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而使輕質烴原料在固定床絕熱反應器中與沸石催化劑接觸，而實現輕質烴原料的催化環化反應，所述沸石催化劑為至少一種選自基本上新鮮的沸石催化劑和汽蒸的沸石催化劑的組分，其中在滿足以下要求(1)、(2)、(3)和(4)的條件下進行所述催化環化反應(1)就在500℃、大氣壓下測量的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2(sec-1)或更大；(2)催化劑床的溫度在450℃至650℃的範圍內；(3)催化劑床表現出相對於從催化劑床入口至催化劑床出口的距離的溫度分布，其中所述溫度分布有至少一個最大溫度值；和(4)催化劑床出口的溫度相對於催化劑床入口的溫度在+40℃的範圍內。2.根據權利要求1的方法，其中所述沸石催化劑主要由沸石組成。3.根據權利要求1的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物的組分的混合物。4.根據權利要求3的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與至少一種選自鋅及其化合物的組分的混合物。5.根據權利要求4的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石、至少一種選自鋅及其化合物的組分、和氧化鋁的混合物。6.根據權利要求4的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與一種產物的混合物，所述產物是通過氧化鋁和至少一種選自鋅及其化合物的組分的混合物在蒸汽中熱處理得到的。7.根據權利要求4的方法，其中所述沸石催化劑包括沸石與鋁酸鋅的混合物。8.根據權利要求4至7之任一的方法，其中所述沸石催化劑中所述至少一種選自鋅及其化合物的組分的含量按鋅的量計為5至25％(重)。9.根據權利要求1的方法，其中所述沸石催化劑的沸石用元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬取代。10.根據權利要求1至9之任一的方法，其中所述沸石催化劑的沸石在其沸石結構中Si/Al原子比為至少12，鈉含量為500ppm(重)或更低。11.根據權利要求1至10之任一的方法，其中所述沸石催化劑包括ZSM-5型沸石。12.根據權利要求1至11之任一的方法，其中所述沸石催化劑為基本上新鮮的沸石催化劑。13.根據權利要求1至11之任一的方法，其中所述沸石催化劑為通過汽蒸基本上新鮮的沸石催化劑所得的汽蒸的沸石催化劑。14.根據權利要求1的方法，其中所述沸石催化劑包括通過汽蒸基本上新鮮的沸石催化劑所得的汽蒸的沸石催化劑的混合物，所述基本上新鮮的沸石催化劑主要由沸石和至少一種選自元素周期表第VIII、Ib、IIb或IIIb族金屬及其化合物的組分組成。15.根據權利要求13或14的方法，其中通過按以下步驟(a)和(b)的次序使蒸汽流過含有所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸反應器進行所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸(a)使蒸汽分壓至少0.1kg/cm2和溫度為500至650℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，從而使所述基本上新鮮的沸石催化劑與所述蒸汽接觸0.1至3小時；和(b)暫時停止所述蒸汽流過所述汽蒸反應器並除去反應器中殘留的蒸汽，隨後立即使蒸汽分壓為0.1至10kg/cm2和溫度為515至700℃的蒸汽流過所述汽蒸反應器，條件是步驟(b)中流過的蒸汽的溫度高於步驟(a)中流過的蒸汽的溫度，其中所述步驟(b)至少進行一次，從而使所述或每個步驟(b)中流過的各蒸汽與已在所述或每個步驟(b)之前的步驟中汽蒸過的沸石催化劑接觸。16.根據權利要求1至15之任一的方法，其中所述輕質烴原料包括至少一種選自下述組的組分石油烴原料高溫熱裂化系統產物的C4餾分，或從所述C4餾分中除去丁二烯或除去丁二烯和異丁烯所得的餾分；石油烴原料高溫熱裂化系統產物的C5餾分，或從所述C5餾分中除去二烯類所得的餾分；熱裂化的汽油；從熱裂化的汽油中萃取芳烴所得的殘液；流體催化裂化的(FCC)-LPG；FCC-裂化的汽油；從重整產物中萃取芳烴所得的殘液；焦化LPG；和直餾石腦油。17.根據權利要求1至16之任一的方法，其中所述輕質烴原料包括飽和烴餾分和不飽和烴餾分，和其中所述飽和烴餾分與不飽和烴餾分的重量比為0.43至2.33。18.根據權利要求1至17之任一的方法，其中在所述環化反應期間所述絕熱反應器的內壓在大氣壓至30kg/cm2·G的範圍內，和所述輕質烴原料在0.1至50hr-1的重量時空速度(WHSV)下加入所述絕熱反應器。19.根據權利要求1至18之任一的方法，還包括將所得的含有芳烴產物的環化反應混合物分成主要由芳烴產物組成的產物A和主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物B，和其中利用一氣液分離器和任選地利用一蒸餾塔進行所述分離。20.根據權利要求1至18之任一的方法，還包括將所得的含有芳烴產物的環化反應混合物分成主要由芳烴產物組成的產物A、主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的產物D，和其中利用一氣液分離器和任選地利用一蒸餾塔進行所述分離。21.根據權利要求19或20的方法，其中用由丙烯或乙烯組成的冷卻劑進行所述氣液分離，和其中所述丙烯或乙烯是在通過石油烴高溫熱裂化生產乙烯的工藝中產生並在所述工藝中用作冷卻劑。22.根據權利要求19的方法，其中將至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物B循環回所述絕熱反應器而作為所述輕質烴原料的一部分。23.根據權利要求19的方法，其中將至少部分主要由氫和有1至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物B加入石油烴原料的高溫熱裂化系統。24.根據權利要求20的方法，其中將至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物D的組分的至少一部分循環回所述絕熱反應器而作為所述輕質烴原料的一部分。25.根據權利要求20的方法，其中將至少一種選自主要由有4至5個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物C和主要由氫和有1至3個碳原子的非芳烴產物組成的所述產物D的組分的至少一部分加入石油烴的高溫熱裂化系統。26.根據權利要求19至25之任一的方法，還包括通過選自以下方法的至少一種方法處理主要由芳烴產物組成的所述產物A一種方法是用脫烷基化設備處理所述產物A，從而產生苯；一種方法是用蒸餾設備、萃取設備或萃取蒸餾設備處理所述產物A，從而產生苯、甲苯和二甲苯；一種方法是用歧化設備或異構化設備處理所述產物A；一種方法是使所述產物A與汽油混合。27.根據權利要求1至26之任一的方法，還包括暫時停止向所述固定床絕熱反應器供應所述輕質烴原料，和在催化劑再生區用含氧惰性氣體作為燃燒氣燒去催化環化反應期間沸石催化劑上形成的焦炭，以再生所述沸石催化劑。28.根據權利要求27的方法，其中利用循環壓縮機將從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣經加熱器再循環回所述催化劑再生區，從而形成包括通過管線依次相連的所述催化劑再生區、所述循環壓縮機和所述加熱器的燃燒氣循環系統，和其中在位於所述催化劑再生區的出口和所述加熱器的入口之間的第一口將新鮮的含氧惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的0.05至50％(體積)的量加入所述燃燒氣循環系統，同時以與加入所述第一口的所述新鮮的含氧惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣，其中調節所述新鮮的含氧惰性氣體的量和氧含量，以使流入所述催化劑再生區的燃燒氣的氧含量為0.01至10％(體積)。29.根據權利要求28的方法，還包括在第二口將不含氧的新鮮惰性氣體以基於所述燃燒氣循環體積的10％(體積)或更少的量加入所述燃燒氣循環系統，所述第二口與所述第一口為同一口或與所述第一口分別設在所述催化劑再區的出口和所述加熱器的入口之間，同時以與加入所述第二口的所述不含氧的新鮮惰性氣體的量基本相等的量從所述燃燒氣循環系統中遞增地排出到達所述加熱器之前從所述催化劑再生區流出的廢燃燒氣，從而抑制流入所述催化劑再生區的燃燒氣中蒸汽分壓的增加。30.根據權利要求29的方法，還包括冷卻要用所述循環壓縮機壓縮的燃燒氣，和在到達所述加熱器之前加熱所述壓縮的燃燒氣，其中利用至少一個換熱器進行所述冷卻和加熱。31.根據權利要求13至15之任一的方法，其中利用包括通過管線相連的一汽蒸反應器、一循環壓縮機、一加熱器和至少一個換熱器的蒸汽循環系統進行所述基本上新鮮的沸石催化劑的汽蒸。32.根據權利要求31的方法，其中所述汽蒸反應器用作所述絕熱反應器。33.根據權利要求31或32的方法，其中用所述汽蒸循環系統作為根據權利要求30項的方法的用於再生所述沸石催化劑的所述燃燒氣循環系統，其中所述汽蒸反應器用作所述燃燒氣循環系統中包括所述催化劑再生區的再生反應器，或用所述燃燒氣循環系統中包括所述催化劑再生區的再生反應器代替所述汽蒸反應器，和其中用所述燃燒氣循環系統中的燃燒氣代替所述蒸汽循環系統中的蒸汽。全文摘要本發明公開了一種由輕質烴催化環化生產芳烴的方法，包括將包括至少一種選自烯烴和/或烷屬烴的組分的輕質烴原料加入固定床絕熱反應器中，所述反應器含有由沸石催化劑組成的催化劑固定床，從而實現輕質烴原料的催化環化反應，其中在滿足以下要求(1)、(2)、(3)和(4)的條件下進行所述催化環化反應(1)就在500℃、大氣壓下測量的正己烷被沸石催化劑催化分解的初始階段第一級反應速率常數而論，沸石催化劑的初始階段催化活性為0.2(sec文檔編號C07C5/41GK1154687SQ95194408公開日1997年7月16日申請日期1995年5月31日優先權日1994年10月3日發明者木山和義,角口隆,川瀨正嗣申請人:山陽石油化學株式會社