芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法及分馏塔系统

技术领域

本发明涉及石油化工技术领域，更具体地涉及一种芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法。

背景技术

芳烃重整产物，即重整生成油，是以C6～C11石脑油馏分为原料，在催化重整装置中于一定的操作条件和催化剂的作用下，烃分子发生重新排列，使环烷烃和烷烃转化成芳烃或异构烷烃的一种油品。重整生成油的芳烃含量为30％～50％，经抽提分离后可得苯、甲苯、二甲苯等产品。重整生成油是高辛烷值汽油的掺和料，也是石油芳烃的主要来源。我国石油炼制中的重整工艺主要是为了获得高辛烷值燃料和芳烃，由于受原料和工艺的限制，芳烃中苯的含量比甲苯少得多。

国内纯苯的主要下游是苯乙烯、酚酮、己内酰胺、苯胺、己二酸，分别占总下游消耗量的37％、18％、16％、13％、8％，另有8％的纯苯用于生产烷基苯、顺酐等产品，近年来国内苯供不应求，而甲苯目前在许多炼油厂被用作生产调和汽油应用受制。

传统的芳烃流程以对二甲苯作为重要的目的产物，获得的苯含量较少。为了满足市场对苯和二甲苯的需求量的变更，近年来国内相继建立了甲苯热脱甲基、催化脱甲基的生产装置以增加苯的生产量。但是这些方法在工艺和技术经济等方面还存在一些问题。催化脱烷基法反应温度500～650℃，压力3.0～7.0MPa，用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂易结焦，需有较大的氢油比。此外，还要求原料中非芳烃含量不能太高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高，反应温度比催化脱烷基法高约100～200℃，压力为3.0～10.0MPa，特点是操作比较简单，但能耗大，反应器材料要求高。

有必要开发一种新的工艺来灵活调整产品结构，以满足市场对苯及对二甲苯的需求。

发明内容

本发明的目的在于提供一种芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法，该方法使用改造后的芳烃重整产物生产对二甲苯装置结合特定的工艺流程对产品结构进行了调整，实现了苯的增产。本发明同时提供了使用芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的分馏塔系统。

为了解决上述技术问题中的至少一项，本发明采用以下技术方案：

依据本发明，提供一种芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法，包含以下步骤：

芳烃重整产物进入脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流和包含碳八及以上芳烃的第二物流；

所述第一物流进入抽提塔分离为包含芳烃的第三物流和非芳烃；

所述第三物流进入苯分馏塔分离出苯产品，所述苯分馏塔底部滞留有甲苯；

所述第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃和包含碳九及以上芳烃的第四物流；

所述碳八芳烃进入吸附塔分离为对二甲苯产品和除对二甲苯以外的第五物流；

所述第五物流与所述苯分馏塔底部滞留的甲苯的第一部分混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物；

所述第一产物经分馏获得苯产品。

依据本发明的一个实施例，以质量分数计，甲苯的第一部分占所述苯分馏塔底部滞留的甲苯的1/4～3/4。

依据本发明的一个实施例，所述第一产物经分馏获得苯产品，包含：

将所述第一产物与所述芳烃重整产物混合，通过所述脱庚烷塔、所述抽提塔、所述苯分馏塔和所述二甲苯分馏塔进行分馏，获得苯产品和二甲苯产品；或者

将所述第一产物直接进入所述苯分馏塔进行分馏，获得苯产品。

依据本发明的一个实施例，所述方法还包含：

所述第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃和除碳九芳烃以外的第六物流；

碳九芳烃与所述苯分馏塔底部滞留的甲苯的第二部分混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物；

所述第二产物经分馏获得苯产品。

依据本发明的一个实施例，以质量分数计，甲苯的第二部分占所述苯分馏塔底部滞留的甲苯的1/4～3/4。

依据本发明的一个实施例，所述第二产物经分馏获得苯产品，包含：

将所述第二产物与所述芳烃重整产物混合，通过所述脱庚烷塔、所述抽提塔、所述苯分馏塔、所述二甲苯分馏塔和所述吸附塔进行分馏，获得苯产品；或者

将所述第二产物直接进入所述苯分馏塔进行分馏，获得苯产品。

依据本发明的一个实施例，所述第一产物和所述第二产物在分馏前进行混合。

依据本发明的一个实施例，所述非芳烃经裂解获得烯烃。

依据本发明的一个实施例，所述甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理的反应条件为：氢烃比H/C为3～5mol/mol，反应温度为390～430℃，反应压力为1.2～2.5MPa，反应质量空速1.6～3.5h

依据本发明的一个实施例，按质量分数计，所述甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理的苯产物选择性为45％～75％。

依据本发明的一个实施例，所述碳九芳烃与甲苯烷基转移处理的反应条件为：氢烃比H/C为2～8mol/mol，反应温度为350～460℃，反应压力为1.5～3.5MPa，反应质量空速为1.0～4.0h

依据本发明的一个实施例，按质量分数计，所述碳九芳烃与甲苯烷基转移处理的二甲苯产物选择性50％～70％。

依据本发明，提供一种上述的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法使用的分馏塔系统，所述分馏塔系统包含脱庚烷塔、抽提塔、二甲苯分馏塔、苯分馏塔、吸附塔和第一反应器，其中，

所述第一反应器中进行甲苯和碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理。

依据本发明，提供一种上述的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法使用的分馏塔系统，所述分馏塔系统包含脱庚烷塔、抽提塔、二甲苯分馏塔、苯分馏塔、吸附塔、重芳烃分离塔、第一反应器和第二反应器，其中，

所述第一反应器中进行甲苯和碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理；

所述第二反应器中进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理。

通过采用上述技术方案，本发明相比于现有技术具有如下优点中的至少一项：

1.采用本发明的方法，在生产对二甲苯的同时，将二甲苯转化为苯，实现了苯产品和对二甲苯产品的灵活调控，增加了苯的产量；

2.采用本发明的方法，取消了传统芳烃流程中的异构化工序，降低了二甲苯循环，节约能耗；

3.本发明分馏塔系统可通过将现行工业重整产物生产对二甲苯联合装置中二甲苯异构化反应器改造替换为甲苯和碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂反应器来获得，设备投资小；且方法充分利用现有流程，易于操作。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图得到其他的附图。

图1是根据本发明的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法的一个实施例的流程图。

具体实施方式

以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。

本发明的说明书和权利要求书及上述附图说明中的术语“包括”和“具有”以及它们的任何变形，意图在于覆盖不排他的包含；本发明的说明书和权利要求书或上述附图中的术语“第一”、“第二”等是用于区别不同对象，而不是用于描述特定顺序。“多个”的含义是两个或两个以上，除非另有明确具体的限定。

此外，在本文中提及“实施例”意味着，结合实施例描述的特定特征、结构或特性可以包含在本发明的至少一个实施例中。在说明书中的各个位置出现该短语并不一定均是指相同的实施例，也不是与其它实施例互斥的独立的或备选的实施例。本领域技术人员显式地和隐式地理解的是，本文所描述的实施例可以与其它实施例相结合。

国内芳烃分馏塔系统以对二甲苯作为重要的目的产物，加工流程缺乏差异性。依据本发明的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的分馏塔系统及方法旨在调整产品结构，在生产对二甲苯的同时增产苯，减少其余芳烃产物的生成。其中，分馏塔系统可包含脱庚烷塔、抽提塔、二甲苯分馏塔、苯分馏塔、吸附塔、第一反应器和第二反应器，并可供依据本发明的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法使用。如图1所示，方法总体包括以下步骤：

步骤S1：芳烃重整产物进入脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流和包含碳八及以上芳烃的第二物流；

步骤S2：第一物流进入抽提塔分离为包含芳烃的第三物流和非芳烃；

步骤S3：第三物流进入苯分馏塔分离出苯产品，苯分馏塔底部滞留有甲苯；

步骤S4：第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃和包含碳九及以上芳烃的第四物流；

步骤S5：碳八芳烃进入吸附塔分离为对二甲苯产品和除对二甲苯以外的第五物流；

步骤S6：第五物流与苯分馏塔底部滞留的甲苯的第一部分混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物；

步骤S7：第一产物经分馏获得苯产品。

依据本发明的分馏塔系统可通过将现行工业重整产物生产对二甲苯联合装置中二甲苯异构化反应器改造替换为甲苯和碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂反应器来获得。改造后的分馏塔系统具有兼具生产对二甲苯和苯的能力，对现有装置改动小，能够更好实现产物苯和对二甲苯灵活调节的工艺方法。

步骤S1的芳烃重整产物即为石脑油馏分经重整工序获得的重整生成油。步骤S2获得的非芳烃可进一步经裂解获得烯烃，以获得少量低碳非芳烃燃气作为副产物。

步骤S6中，以质量分数计，甲苯的第一部分占苯分馏塔底部滞留的甲苯的1/4～3/4。在本发明的实施例中，甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理的反应条件为：氢烃比H/C为3～5mol/mol，反应温度为390～430℃，反应压力为1.2～2.5MPa，反应质量空速1.6～3.5h

甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃经歧化与脱烷基制苯催化反应可生成苯和少量二甲苯。在步骤S7中，一方面可将第一产物与芳烃重整产物混合，通过脱庚烷塔、抽提塔、苯分馏塔和二甲苯分馏塔进行分馏，获得苯产品和二甲苯产品；另一方面也可将第一产物直接进入苯分馏塔进行分馏，获得苯产品。

在本发明的另一实施例中，芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法还可进一步包含：

步骤S8：第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃和除碳九芳烃以外的第六物流；

步骤S9：碳九芳烃与苯分馏塔底部滞留的甲苯的第二部分混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物；

步骤S10：第二产物经分馏获得苯产品。

步骤S8获得第六物流的成分以碳十及以上重芳烃为主。

步骤S9中，以质量分数计，甲苯的第二部分占苯分馏塔底部滞留的甲苯的1/4～3/4。在本发明的实施例中，碳九芳烃与甲苯烷基转移可生成大量的苯。在本发明的实施例中，碳九芳烃与甲苯烷基转移处理的反应条件为：氢烃比H/C为2～8mol/mol，反应温度为350～460℃，反应压力为1.5～3.5MPa，反应质量空速为1.0～4.0h

步骤S10中，一方面可将第二产物与芳烃重整产物混合，通过脱庚烷塔、抽提塔、苯分馏塔、二甲苯分馏塔和吸附塔进行分馏，获得苯产品；另一方面也可将第二产物直接进入苯分馏塔进行分馏，获得苯产品。

在实际操作中，可在分馏前将第一产物和第二产物在进行混合，随后直接进入苯分馏塔进行分馏以获得苯产品；或者进一步与芳烃重整产物混合一同进入整个芳烃分馏塔系统进行分流以获得苯产品和少量对二甲苯产品。

使用依据本发明的芳烃重整产物生产对二甲苯与苯的方法，本领域技术人员可通过调整第一部分和/或第二部分占苯分馏塔底部滞留的甲苯的比例、第一反应器内的反应条件和第二反应器内的反应条件来调整产品结构。以产品质量分数计，当重整产物转化增产制苯收率为60％-80％，且重整产物转化生产对二甲苯的收率为20％-40％时，相比于现行工业重整产物生产对二甲苯联合装置制苯的增产量可达150％-300％，对二甲苯的减产量相对比率100％-200％；当重整产物转化增产制苯的收率为30％-50％，且对二甲苯的收率为50％-70％时，相比于现行工业重整产物生产对二甲苯联合装置制苯的增产量可达50％-200％，对二甲苯的减产量比率30％-60％。

下面通过详细的实施例来对本发明的上述方法进行详细阐述。

实施例1

芳烃重整产物(重整生成油)10000Kg经脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流6500Kg和包含碳八及以上芳烃的第二物流3500Kg。

上述第一物流进抽提塔分离为包含芳烃的第三物流5000Kg与非芳烃1500Kg；非芳烃作为裂解原料制备烯烃。第三物流进分馏塔系统中苯分馏塔分离出苯产品1500Kg，苯分馏塔底部滞留有甲苯馏分。

第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃2000Kg和包含碳九及以上芳烃的第四物流。碳八芳烃2000Kg进入对二甲苯吸附塔分离出对二甲苯产品500Kg。第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃1500Kg和除碳九芳烃以外的第六物流。

取苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的2000Kg(新鲜物料不包括循环料)与对二甲苯吸附塔分离出的由不含对二甲苯的碳八芳烃组成的第五物流1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为3mol/mol，反应温度430℃，反应压力1.5MPa，反应质量空速1.6h

分馏出的碳九芳烃1300Kg(新鲜物料不包括循环料)与苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为4mol/mol，反应温度380℃，反应压力3.0MPa，反应质量空速2.0h

第一产物与第二产物合并进入分馏塔系统再次分离，可产出苯产品3900Kg。其中，来自第一反应器的新增苯产量为2900Kg，来自第二反应器的新增苯产量为1000Kg。分馏出的碳八芳烃进入对二甲苯吸附塔分离，可产出对二甲苯产品1800Kg，此为来自第一反应器的新增对二甲苯产量。整个生产过程中共产出苯产品5400Kg，产出对二甲苯产品2300Kg。此外，还副产少量低碳非芳烃燃气600Kg与碳十及以上重芳烃200Kg。

实施例2

芳烃重整产物(重整生成油)10000Kg经脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流6500Kg和包含碳八及以上芳烃的第二物流3500Kg。

上述第一物流进抽提塔分离为包含芳烃的第三物流5000Kg与非芳烃1500Kg；非芳烃作为裂解原料制备烯烃。第三物流进分馏塔系统中苯分馏塔分离出苯产品1500Kg，苯分馏塔底部滞留有甲苯馏分。

第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃2000Kg和包含碳九及以上芳烃的第四物流。碳八芳烃2000Kg进入对二甲苯吸附塔分离出对二甲苯产品500Kg。第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃1500Kg和除碳九芳烃以外的第六物流。

取苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的2000Kg(新鲜物料不包括循环料)与对二甲苯吸附塔分离出的由不含对二甲苯的碳八芳烃组成的第五物流1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为3mol/mol，反应温度450℃，反应压力2.5MPa，反应质量空速1.6h

分馏出的碳九芳烃1400Kg(新鲜物料不包括循环料)与苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为4mol/mol，反应温度390℃，反应压力3.0MPa，反应质量空速2.0h

第一产物与第二产物合并进入分馏塔系统再次分离，可产出苯产品4100Kg。其中，来自第一反应器的新增苯产量为3000Kg，来自第二反应器的新增苯产量为1100Kg。分馏出的碳八芳烃进入对二甲苯吸附塔分离，可产出对二甲苯产品1900Kg，此为来自第一反应器的新增对二甲苯产量。整个生产过程中共产出苯产品5600Kg，产出对二甲苯产品2400Kg。此外，还副产少量低碳非芳烃燃气400Kg与碳十及以上重芳烃100Kg。

实施例3

芳烃重整产物(重整生成油)10000Kg经脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流6500Kg和包含碳八及以上芳烃的第二物流3500Kg。

上述第一物流进抽提塔分离为包含芳烃的第三物流5000Kg与非芳烃1500Kg；非芳烃作为裂解原料制备烯烃。第三物流进分馏塔系统中苯分馏塔分离出苯产品1500Kg，苯分馏塔底部滞留有甲苯馏分。

第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃2000Kg和包含碳九及以上芳烃的第四物流。碳八芳烃2000Kg进入对二甲苯吸附塔分离出对二甲苯产品500Kg。第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃1500Kg和除碳九芳烃以外的第六物流。

取苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的2000Kg(新鲜物料不包括循环料)与对二甲苯吸附塔分离出的由不含对二甲苯的碳八芳烃组成的第五物流1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为3mol/mol，反应温度410℃，反应压力1.0MPa，反应质量空速1.6h

分馏出的碳九芳烃1200Kg(新鲜物料不包括循环料)与苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为4mol/mol，反应温度370℃，反应压力2.0MPa，反应质量空速2.0h

第一产物与第二产物合并进入分馏塔系统再次分离，可产出苯产品3600Kg。其中，来自第一反应器的新增苯产量为2700Kg，来自第二反应器的新增苯产量为900Kg。分馏出的碳八芳烃进入对二甲苯吸附塔分离，可产出对二甲苯产品1700Kg，此为来自第一反应器的新增对二甲苯产量。整个生产过程中共产出苯产品5100Kg，产出对二甲苯产品2200Kg。此外，还副产少量低碳非芳烃燃气900Kg与碳十及以上重芳烃300Kg。

实施例4

芳烃重整产物(重整生成油)10000Kg经脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流6500Kg和包含碳八及以上芳烃的第二物流3500Kg。

上述第一物流进抽提塔分离为包含芳烃的第三物流5000Kg与非芳烃1500Kg；非芳烃作为裂解原料制备烯烃。第三物流进分馏塔系统中苯分馏塔分离出苯产品1500Kg，苯分馏塔底部滞留有甲苯馏分。

第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃2000Kg和包含碳九及以上芳烃的第四物流。碳八芳烃2000Kg进入对二甲苯吸附塔分离出对二甲苯产品500Kg。第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃1500Kg和除碳九芳烃以外的第六物流。

苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的2000Kg(新鲜物料不包括循环料)与对二甲苯吸附塔分离出的由不含对二甲苯的碳八芳烃成的第五物流1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为3mol/mol，反应温度430℃，反应压力1.5MPa，反应质量空速3.0h

分馏出的碳九芳烃1350Kg(新鲜物料不包括循环料)与苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为4mol/mol，反应温度380℃，反应压力3.0MPa，反应质量空速3.0h

第一产物与第二产物合并进入分馏塔系统再次分离，可产出苯产品3950Kg。其中，来自第一反应器的新增苯产量为2800Kg，来自第二反应器的新增苯产量为1150Kg。分馏出的碳八芳烃进入对二甲苯吸附塔分离，可产出对二甲苯产品1850Kg，此为来自第一反应器的新增对二甲苯产量。整个生产过程中共产出苯产品5450Kg，产出对二甲苯产品2350Kg。此外，还副产少量低碳非芳烃燃气550Kg与碳十及以上重芳烃150Kg。

实施例5

芳烃重整产物(重整生成油)10000Kg经脱庚烷塔分离为包含碳七及以下芳烃的第一物流6500Kg和包含碳八及以上芳烃的第二物流3500Kg。

上述第一物流进抽提塔分离为包含芳烃的第三物流5000Kg与非芳烃1500Kg；非芳烃作为裂解原料制备烯烃。第三物流进分馏塔系统中苯分馏塔分离出苯产品1500Kg，苯分馏塔底部滞留有甲苯馏分。

第二物流进入二甲苯分馏塔分离为碳八芳烃2000Kg和包含碳九及以上芳烃的第四物流。碳八芳烃2000Kg进入对二甲苯吸附塔分离出对二甲苯产品500Kg。第四物流进入重芳烃分馏塔分离为碳九芳烃1500Kg和除碳九芳烃以外的第六物流。

取苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的2000Kg(新鲜物料不包括循环料)与对二甲苯吸附塔分离出的由不含对二甲苯的碳八芳烃组成的第五物流1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第一反应器，以进行甲苯和除二甲苯以外的碳八芳烃的歧化与脱烷基制苯催化剂处理，获得第一产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为2mol/mol，反应温度430℃，反应压力1.5MPa，反应质量空速1.0h

分馏出的碳九芳烃1200Kg(新鲜物料不包括循环料)与苯分馏塔底的甲苯馏分总量中的1500Kg(新鲜物料不包括循环料)混合进入第二反应器，以进行碳九芳烃与甲苯烷基转移处理，获得第二产物。其中，反应条件为：氢烃比H/C为3mol/mol，反应温度380℃，反应压力3.0MPa，反应质量空速1.0h

第一产物与第二产物合并进入分馏塔系统再次分离，可产出苯产品3750Kg。其中，来自第一反应器的新增苯产量为2850Kg，来自第二反应器的新增苯产量为900Kg。分馏出的碳八芳烃进入对二甲苯吸附塔分离，可产出对二甲苯产品1750Kg，此为来自第一反应器的新增对二甲苯产量。整个生产过程中共产出苯产品5250Kg，产出对二甲苯产品2250Kg。此外，还副产少量低碳非芳烃燃气700Kg与碳十及以上重芳烃300Kg。

对比例

现有100万吨/年精制石脑油进料规模的催化重整和芳烃联合装置，催化重整反应条件为：反应温度495℃，反应压力0.35MPa，反应空速2.0h

以上所述仅为本发明的较佳实施例，并非用来限定本发明的实施范围；如果不脱离本发明的精神和范围，对本发明进行修改或者等同替换，均应涵盖在本发明权利要求的保护范围当中。

所属领域的普通技术人员应当理解：以上任何实施例的讨论仅为示例性的，并非旨在暗示本发明实施例公开的范围(包括权利要求)被限于这些例子；在本发明实施例的思路下，以上实施例或者不同实施例中的技术特征之间也可以进行组合，并存在如上所述的本发明实施例的不同方面的许多其它变化，为了简明它们没有在细节中提供。因此，凡在本发明实施例的精神和原则之内，所做的任何省略、修改、等同替换、改进等，均应包括在本发明实施例的保护范围之内。