生产二甲苯的方法和系统

技术领域

本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种生产二甲苯的方法和系统。

背景技术

二甲苯是基本有机化工原料最重要的一部分，其中对二甲苯是生产对苯二甲酸、聚酯纤维和工程塑料的主要原料。当前，二甲苯的生产主要来源于炼油厂的重整过程和石脑油蒸汽裂解制烯烃的副产物。在整个生产过程，存在大量的非芳烃(C5-C9)和C9+重芳烃副产物，由于其附加值低，用途窄，来源广。当前，重整副产非芳烃被广泛应用于生产各类溶剂油(如6#号溶剂油)，少量被用作于调和汽油和烯烃裂解原料。但是，由于其辛烷值低(RON)、沸程低和乙烯产率低等缺点，其加工利用的经济效益较差。另一方面，随着我国芳烃联合装置及大规模乙烯装置的兴建及扩能改造，副产C9+重芳烃越来越多，当前主要应用于三甲苯和四甲苯单体的提取和汽油调和组分。但是，由于其组分复杂，沸点相差较小，分离难度较大，以及国家汽油标准中芳烃含量的进一步限制。

专利申请CN106367116A公开一种利用重整抽余油制备轻质芳烃的方法，该方法将重整抽余油转化为轻质芳烃，轻质芳烃收率可达50-60％，同时副产辛烷值(RON)87-90汽油调和组分。但是，仍然存在能耗较高，二甲苯收率偏低等问题。专利申请CN104557428A公开一种芳烃烷基转移与烷基化增产二甲苯的方法，但存在干气产量高、原料转化率低等问题。专利申请CN106083512A公开一种甲苯和重芳烃制备苯和二甲苯的装置和方法，但是甲基含量有限，且产生大量的苯，对应不需要大量苯的炼厂来说，无去处。因此，亟需研究一种可以直接将非芳烃(C5-C9)和C9+重芳烃转化为高附加值的产品的方法。

发明内容

本发明的目的是为了解决现有技术中关于非芳烃(C5-C9)和C9+重芳烃转化增值利用率低的问题，提供一种生产二甲苯的方法和系统，该方法以非芳烃(C5-C9)特别是催化重整或蒸汽裂解副产非芳烃和C9+重芳烃为原料，将烷基化反应和烷基转移反应结合，具有非芳烃转化率高和二甲苯收率高的特点。

为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种生产二甲苯的方法，该方法包括：依次进行的烷基化反应和烷基转移反应；其中，在烷基化反应条件下，将烷烃与苯和氢气接触进行烷基化反应；在烷基转移反应条件下，将至少部分来自于烷基化反应的C9+重芳烃、甲苯和氢气接触进行烷基转移反应；其中，所述烷烃为抽余油和/或加氢后的抽余油；其中，所述苯和烷烃的重量比为1-9:1；其中，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为1-5:1。

优选地，所述烷烃的溴指数≤500mgBr/100g；进一步优选地，所述烷烃的溴指数≤200mgBr/100g。

优选地，所述烷基化反应中，所述苯和烷烃的重量比为4-9:1。

优选地，所述烷基转移反应中，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为1-2：1。

本发明第二方面提供一种生产二甲苯的系统，该系统包括：烷烃供给单元、苯供给单元、氢供给单元、C9+重芳烃供给单元、烷基化反应器、烷基转移反应器，所述烷烃供给单元、所述苯供给单元和所述氢供给单元分别与所述烷基化反应器连通，所述C9+重芳烃供给单元和所述氢供给单元分别与所述烷基转移反应器连通。

该系统还任选地包括加氢精制反应器，所述加氢精制反应器设置在所述烷烃供给单元和所述烷基化反应器之间。

本发明的发明人研究发现，利用廉价的烷烃特别是重整或蒸汽裂解副产非芳烃与苯为原料，通过烷烃烷基化技术，催化生产甲苯和二甲苯，然后利用低附加值的C9+重芳烃与甲苯进行烷基转移反应得到二甲苯，通过简单的分离，苯循环于烷基化反应，甲苯循环于烷基转移反应，最后得到高收率二甲苯，经济价值显著。

进一步地，本发明能够将烷烃(C5-C9)特别是催化重整或蒸汽裂解副产非芳烃和C9+重芳烃转化为二甲苯，大大提高其附加值，且二甲苯收率高，并能够副产乙烷、丙烷等中至少一种的优质烯烃裂解料；该方法具有工艺流程简单、产品升值高等特点，成功解决了烷烃(C5-C9)和C9+重芳烃的出路问题，能够充分利用烷烃中甲基来源，直接经济效益显著。

附图说明

图1是本发明提供的系统的结构示意图。

附图标记说明

1-加氢精制反应器2-烷基化反应器3-汽提塔

4-苯分馏塔5-甲苯分馏塔6-二甲苯分馏塔

7-烷基转移反应器8-烷烃供给单元9-苯供给单元

10-氢气供给单元 11-C9+重芳烃供给单元

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明第一方面提供一种生产二甲苯的方法，该方法包括：依次进行的烷基化反应和烷基转移反应；其中，在烷基化反应条件下，将烷烃与苯和氢气接触进行烷基化反应；其中，在烷基转移反应条件下，将至少部分来自于烷基化反应的C9+重芳烃、甲苯和氢气接触进行烷基转移反应；所述烷烃为抽余油和/或加氢后的抽余油；其中，所述苯和烷烃的重量比为1-9:1；其中，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为1-5:1。

通过采用上述方法，利用廉价的烷烃与苯为原料，通过烷烃烷基化技术，催化生产甲苯和二甲苯，然后利用低附加值的C9+重芳烃与甲苯进行烷基转移得到苯和二甲苯，通过简单的分离，将苯循环于烷基化反应，甲苯循环于烷基转移反应，最后得到高收率二甲苯，显著提高了二甲苯的收率。

本发明中，“至少部分来自于烷基化反应的C9+重芳烃”可以理解为C9+重芳烃可以全部来自于烷基化反应，当烷基化反应的量不足以提供烷基转移反应所需C9+重芳烃时，可以理解为C9+重芳烃来源包含两部分，一部分来自于烷基化反应得到的C9+重芳烃，即前文所述“至少部分来自于烷基化反应的C9+重芳烃”；另一部分由系统外提供，例如来自催化重整和/或蒸汽裂解的C9+切割馏分。

本发明中，可以理解为甲苯均来自于烷基化反应。

根据本发明，优选地，所述烷烃的溴指数≤500mgBr/100g，进一步优选地，所述烷烃的溴指数≤200mgBr/100g。发明人进一步研究发现，满足本发明优选方案下的溴指数的烷烃有利于烷基化反应进行，特别是对催化剂活性具有较大影响，从而烷烃使催化剂具有较佳的反应性能。

本发明中，所述抽余油为本领域常规释义的抽余油，在此不再赘述。优选地，所述抽余油为催化重整和/或蒸汽裂解的抽余油。

本发明中，值得注意的是，本发明中所述“非芳”含义为组分中基本不含芳烃，而非绝对不含芳烃。当抽余油中含有微量(小于1重量％)的芳烃可以称为非芳组分。

本发明中，所述抽余油主要由烷烃和少量的不饱和烃构成，所述烷烃选自正构烷烃、异构烷烃和环烷烃中的至少一种，所述不饱和烃例如烯烃和芳烃中的至少一种。优选地，所述抽余油含有95-99.99重量％的C5-C9烷烃和0.01-5重量％的C5-C9不饱和烃。

进一步说明，本发明中所述“C5-C9烷烃”表示碳原子总数为5-9的烷烃，包括直链烷烃、支链烷烃或者环烷烃，具体可以为碳原子总数为5、6、7、8和9的直链烷烃、支链烷烃或者环烷烃，例如可以为正戊烷、正己烷、正庚烷、甲基环己烷、乙基环戊烷等。所述“C5-C9不饱和烃”表示碳原子总数为5-9的不饱和烃，包括烯烃或者芳烃，具体可以为碳原子总数为5、6、7、8和9的烯烃或者芳烃，例如可以为己烯、庚烯、甲基己烯和苯等。

本发明中，可以理解的是，当所述抽余油的组成不满足所需的溴指数时，抽余油可以进行加氢，经过加氢饱和后满足所需的溴指数；当所述抽余油的组成中不饱和烃含量较低，满足所需的溴指数时，可以不进行加氢，直接作为所述的烷烃进行后续的烷基化反应。

根据本发明，优选地，所述烷烃为加氢后的抽余油，所述加氢的条件使得抽余油加氢后满足所述溴指数。优选地，所述加氢在氢气存在下进行，所述氢气(值得注意的是，该氢气是指加氢过程中的氢气)和烷烃的氢油体积比为100-500:1，更优选为150-200:1。

本发明中，优选地，所述加氢在加氢催化剂存在下进行。

在一种优选实施方式下，所述加氢条件包括：所述烷烃的质量空速为1-8h

本发明中，本领域常规定义的加氢催化剂均适用于本发明，只要使得烷烃加氢饱和后达到所需溴指数即可。优选地，所述加氢催化剂包括载体和负载在该载体上的金属活性组分，所述金属活性组分选自第VIII族元素、VIB族元素、IIB族元素和IIA族元素中的至少一种。

在一种优选实施方式下，以催化剂的总量为基准，金属活性组分以元素计的含量为10-20重量％，载体的含量为80-90重量％。

本发明中，对载体种类的选择范围较宽。优选地，所述载体选自氧化铝、氧化钛、氧化锆和氧化硅中的至少一种；更优选为氧化铝。

本发明中，对金属活性组分种类的选择范围较宽。优选地，所述金属活性组分选自第VIII族金属元素、VIB族金属元素、IIB族金属元素和IIA族金属元素中的至少一种。更优选地，所述金属活性组分选自Ni、Mo、W、Zn和Mg中的至少一种。

本发明中，所述加氢催化剂可以商购得到，例如RN-1催化剂，购自中国石化催化剂公司，也可以通过现有的方法制备得到，在此不再赘述。

本发明中，所述烷基化反应能够将烷烃中的烷烃(优选为C5-C9烷烃)更多的定向转化为烷基苯(主要为甲苯和二甲苯)。优选地，所述苯和烷烃的重量比为4-9:1。

本发明中，对烷基化反应的条件选择范围较宽。优选地，所述烷基化反应条件包括：温度为450-550℃，压力为1-7MPa，苯和烷烃的重量空速为1-10h

本发明中，优选地，所述烷基化反应在烷基化催化剂存在下进行，所述烷基化催化剂包括分子筛、粘结剂以及任选地活性金属组分，进一步优选地，所述烷基化催化剂包括分子筛和粘结剂。选用上述烷基化催化剂具有苯单程转化率高、甲苯和二甲苯收率高的优点。

本发明中，对分子筛的种类选择范围较宽。优选地，所述分子筛选自ZSM-5分子筛、MCM-22分子筛、ZSM-12分子筛、Beta分子筛和MOR沸石分子筛中的至少一种，进一步优选为ZSM-5分子筛。

在一种优选实施方式下，所述分子筛的硅铝摩尔比为20-70，优选为20-50。采用此种优选方案具有原料转化率高、目标产品选择性好的优点。

本发明中，所述分子筛可以为经过酸改性的分子筛也可以为未经酸改性的分子筛，优选所述分子筛为经过酸改性的铵型分子筛，所述酸改性的方法为本领域现有的方法。优选地，所述酸选自柠檬酸、磷酸、盐酸和草酸中的至少一种，本领域技术人员可以根据需求选择，在此不再赘述。

本发明中，对粘结剂的种类没有具体限制，本领域常规定义的粘结剂均适用于本发明。优选地，所述粘结剂为氧化铝和/或氧化硅。

在一种优选实施方式下，所述金属组分选自Mg、Re、Cu、Mo、La、K、Na和Pt元素中至少一种，进一步优选为Re、Pt和Mo中的至少一种。

本发明中，对烷基化催化剂中各物质的用量没有特别限定，只要有利于烷基化反应即可。优选地，以烷基化催化剂为100重量份计，所述金属组分以元素计的含量为0-0.5重量份，粘接剂的含量为10-40重量份。

本发明中，对所述烷基化催化剂的制备方法选择范围较宽，只要能够得到上述烷基化催化剂即可。在一种具体优选实施方式下，所述烷基化催化剂通过以下方法制备得到：将分子筛与粘结剂混合成型后进行干燥和焙烧，然后任选地进行浸渍金属组分。本发明中，对所述成型的方式没有任何限制，例如可以为现有的标准成型方法，具体地可以将分子筛粉体和粘结剂混合后，将物料加入到已装好模具的挤条机中，粉体以条形的挤出物挤出。本发明中，本发明中对所述浸渍方式没有特别限制，只要将金属组分浸渍于焙烧产物上即可，例如所述浸渍法可以按照本领域现有的任何浸渍法进行，例如共浸渍、分步浸渍和等体积浸渍中的至少一种，本发明对此没有限制。本发明中，对金属组分的引入时机同样没有特别限制，例如可以在所述分子筛制备后进行。具体地，例如可以在进行所述成型、焙烧之前进行，也可以在所述成型、焙烧之后进行；所述引入金属组分还可以在制备所述分子筛的过程中引入，具体例如事先将金属组分负载在氧化铝上，然后再与所述分子筛混合成型，本领域技术人员可以根据实际需求进行选择。

根据本发明的一种具体实施方式，所述烷基化催化剂通过以下方法得到：将分子筛与粘结剂混合后，加入到已装好模具的挤条机中，粉体以条形的挤出物挤出成型后干燥、焙烧，然后采用浸渍法任选地引入金属组分后干燥和焙烧，得到烷基化催化剂。

本发明中，对烷基化催化剂中各物质的种类和用量在前文中已经阐述，在此不再赘述。

本发明中，烷基转移催化剂的制备方法包括在成型过程中引入助挤剂和/或胶溶剂。

本发明中，对挤出助挤剂和胶溶剂的种类和用量没有具体限定，本领域技术人员可根据挤出成型的具体情况在合理范围内对助挤剂和胶溶剂的种类和用量进行选择。优选地，所述助挤剂选自田菁粉、糊精和甲基纤维素中的至少一种。优选地，所述胶溶剂选自硝酸、醋酸和柠檬酸中的至少一种。

在一种优选实施方式下，以分子筛为100重量份计，所述助挤剂的用量为2.5-10重量份，胶溶剂的用量为2.5-5重量份。

本发明中，对成型和浸渍过程中，所述干燥的条件选择范围较宽，可以为本领域常规的干燥条件。优选地，所述成型和浸渍的干燥条件各自独立地包括干燥温度为100-120℃，时间为12-24h。

本发明中，对成型和浸渍过程中，所述焙烧的条件选择范围较宽，可以为本领域常规的焙烧条件。优选地，所述成型和浸渍的焙烧条件各自独立地包括焙烧温度为500-600℃，焙烧时间为2-12h，进一步优选地，焙烧温度为500-550℃，焙烧时间为2-5h。

本发明中，对烷基转移反应中各物质的用量没有特别限定。优选地，所述烷基转移反应中，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为1-2：1。通过限定甲苯和C9+重芳烃的用量能够提高二甲苯收率。

本发明中，对烷基转移反应的条件选择范围较宽。优选地，所述烷基转移反应条件包括：温度为250-450℃，压力为1-7MPa，甲苯和C9+重芳烃的重量空速为1-6h

本发明中，优选地，所述烷基转移反应在烷基转移催化剂存在下进行，所述烷基转移催化剂包括烷基转移分子筛、粘结剂以及任选地活性组分，进一步优选地，所述烷基转移催化剂包括烷基转移分子筛、粘结剂和活性组分。

本发明中，对烷基转移分子筛的种类选择范围较宽，例如所述烷基转移分子筛选自ZSM-5分子筛、MCM-22分子筛、ZSM-12分子筛、Beta分子筛和MOR沸石催化剂的至少一种，进一步优选为MOR沸石分子筛。

在一种优选实施方式下，所述烷基转移分子筛的硅铝摩尔比为20-70，优选为20-50。该优选方案下，能够更利于提高二甲苯的收率。

本发明中，所述烷基转移分子筛为经过酸改性的铵型分子筛，本发明中所述酸改性的方法和酸的种类前文已阐述，在此不再赘述。

在一种优选实施方式下，所述粘结剂为氧化铝和/或氧化硅。

在一种优选实施方式下，所述活性组分选自Mo、Re、Bi、Sn和Pt元素中至少一种，进一步优选为Mo、Bi和Pt中的至少一种。通过采用上述优选实施方式具有C9+重芳烃转化率高、二甲苯收率高。

本发明中，对烷基转移催化剂中各物质的含量没有具体限制。优选地，以烷基转移催化剂为100重量份计，所述活性组分以元素计的含量为0.01-1重量份，粘结剂的含量为10-45重量份，进一步优选地，所述活性组分以元素计的含量为0.01-0.8重量份，粘结剂的含量为20-45重量份。本发明中，对所述烷基转移催化剂的制备方法选择范围较宽，只要能够利于烷基转移反应即可，例如可以选用和烷基化催化剂同样的制备方法制备得到烷基转移催化剂，具体制备方法如前文所述，在此不再赘述。

为了进一步使得所述烷基化反应更好的定向转化为烷基苯(主要为甲苯和二甲苯)，如图1所示，在一种具体实施方式下，所述生产二甲苯的方法包括：(1)将抽余油在加氢条件下进行任选地加氢，得到烷烃(加氢抽余油)；(2)在烷基化反应条件下，将所述烷烃与苯和氢气接触进行烷基化反应，所述苯和烷烃的重量比为1-9:1，所述烷基化反应在烷基化催化剂存在下进行，温度为450-550℃，压力为1-7MPa，苯和烷烃的重量空速为1-10h

根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，该方法还包括：将所述烷基化反应和烷基转移反应得到的含芳烃产物进行任选地冷却，再进行气液分离，得到气相物料(例如图1所示的轻烃例如乙烯、丙烷等)和液相物料。本发明中，所述冷却优选冷却至25℃以下。

根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，该方法还包括：将所述液相物料进行分馏，得到苯、甲苯、二甲苯和C9+重芳烃。

本发明对所述分馏的条件没有限制，只要能够得到上述所需几种物料即可。优选地，所述分馏的过程包括：先进行第一分馏，得到苯，苯的馏程为65-85℃；再进行第二分馏，得到甲苯，甲苯的馏程为85-105℃；然后进行第三分馏，得到二甲苯和C9+重芳烃，二甲苯的馏程为105-145℃。

根据本发明，优选地，该方法还包括：将所述分馏得到的苯循环用于所述烷基化反应中，将所述分馏得到的甲苯和C9+重芳烃循环用于所述烷基转移反应中。采用此种优选实施方式的优点为可以充分利用抽余油中烷烃的甲基，实现甲基利用最大化。

本发明第二方面提供一种生产二甲苯的系统，如图1所示，该系统包括：烷烃供给单元8、苯供给单元9、氢供给单元10、C9+重芳烃供给单元11、烷基化反应器2、烷基转移反应器7，所述烷烃供给单元10、所述苯供给单元9和所述氢供给单元10分别与所述烷基化反应器2连通，所述C9+重芳烃供给单元11和所述氢供给单元10分别与所述烷基转移反应器7连通，所述烷基化反应器2和烷基转移反应器7连通。

该系统还任选地包括加氢精制反应器1，所述加氢精制反应器1设置在所述烷烃供给单元8和所述烷基化反应器2之间。

本发明中，值得注意的是，所述烷烃供给单元8和所述烷基化反应器2之间可以直接连通；也可以设置加氢精制反应器1，也即，所述烷烃供给单元8和所述烷基化反应器2分别与所述加氢精制反应器1连通。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括汽提塔3，所述汽提塔3用于气液分离，得到气相物料和液相物料。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括苯分馏塔4，所述苯分馏塔4将所述汽提塔3分离得到的液相物料进行第一分馏得到苯，所述苯分馏塔4的入口与所述汽提塔3塔底的液出口连通，所述苯分馏塔4的塔顶苯物料出口与所述苯供给单元9连通，用于烷基化反应中未反应的苯循环利用。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括甲苯分馏塔5，所述甲苯分馏塔5的入口与所述苯分馏塔4的塔底出口连通，用于将所述苯分馏塔4塔底出口得到的液相物料进行第二分馏得到甲苯，所述甲苯分馏塔5的塔顶甲苯物料出口与所述烷基转移反应器7连通，用于提供烷基转移反应的甲苯。

根据本发明提供的系统，优选地，该系统还包括二甲苯分馏塔6，所述二甲苯分馏塔6的入口与所述甲苯分馏塔5的塔底出口连通；用于将所述甲苯分馏塔5塔底出口得到的液相物料进行第三分馏得到二甲苯和C9+重芳烃。

根据本发明提供的系统，该系统还包括，将所述二甲苯分馏塔6分离得到的塔底C9+重芳烃物料出口与所述烷基转移反应器7连通。

本发明提供的系统能够实现前述第一方面的方法，将烷基化反应和烷基转移反应相结合，本发明通过特别地将烷烃作为甲基源试剂在上述系统中进行烷基化反应，能够将苯有效转化为甲苯和二甲苯，反应氢气的引入，有利于降低催化剂积碳速率，提高催化剂稳定性，并进一步进行烷基转移反应，更加有利于提高二甲苯的产率。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

实施例1

(1)将SiO

(2)将SiO

(3)采用如图1所示的系统，取3g烷基化催化剂W-1，装于烷基化反应器2，再取5g烷基转移催化剂V-1装于烷基转移反应器7。烷基化反应器2顶部通入氢气及含有苯和烷烃(来至蒸汽裂解，组成如表1所示，烷烃的溴指数为125mgBr/100g)的物料与烷基化反应器2内部烷基化催化剂接触反应考评，烷基转移反应器7顶部氢气及含有甲苯和C9+重芳烃组成如表2所示的物料与烷基转移反应器7内部烷基转移催化剂接触反应考评。

其中，烷基化反应条件为：重量空速7h

具体的，实施例1采用如图1所示系统，氢气供给单元10提供氢气，烷烃供给单元8和苯供给单元9分别提供烷烃和苯，后进入烷基化反应器2进行烷基化反应(烷基化反应条件如上所述)，得到烷基化反应产物，将所述烷基化反应经冷却处理后进入汽提塔3，进行气液分离，分离出轻烃(如图1所示)，汽提塔3底部物料进入苯分馏塔4进行第一分馏(馏程65-85℃)，分馏出苯，其中一部分苯返回烷基化反应器2中进行烷基化反应，苯分馏塔4塔底物料进入甲苯分馏塔5(馏程85-105℃)，分馏出甲苯。甲苯分馏塔5塔底物料进入二甲苯分馏塔6(馏程105-145℃)，分馏出二甲苯和C9+重芳烃。甲苯进入烷基转移反应器7后与C9+重芳烃供给单元11提供的C9+重芳烃以及二甲苯分馏塔6分馏出的C9+重芳烃进行烷基转移反应(烷基转移反应条件如上所述)，同时可通过氢气供给单元10提供氢气，经烷基转移反应后转移产物可返回烷基化反应器2再次利用。

通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

其中，苯转化率的计算公式为＝(原料苯质量-剩余苯质量)/原料苯质量*100％。

C9+重芳烃转化率的计算公式为＝(原料C9+重芳烃质量-剩余C9+重芳烃质量)/原料C9+重芳烃质量*100％。

二甲苯产率的计算公式为＝产品中二甲苯的质量/(原料苯和C9+重芳烃总质量)*100％，所述二甲苯是指邻二甲苯、对二甲苯和间二甲苯的混合物。

实施例2

(1)将SiO

(2)选用和实施例1相同的烷基转移催化剂V-1(0.5重量％Pt/Beta)。

(3)采用如图1所示的系统，取3g烷基化催化剂W-2，装于烷基化反应器2，再取5g烷基转移催化剂V-1装于烷基转移反应器7。选用和实施例1相同的烷基化反应原料和条件以及烷基转移反应原料和条件，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例3

(1)按照实施例1的方法，不同的是选用SiO

(2)选用和实施例1相同的烷基转移催化剂V-1。

(3)采用如图1所示的系统，取3g烷基化催化剂W-3，装于烷基化反应器2，再取5g烷基转移催化剂V-1装于烷基转移反应器7。选用和实施例1相同的烷基化反应原料和条件以及烷基转移反应原料和条件，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例4

(1)选用和实施例3相同的烷基化催化剂W-3。

(2)将SiO

(3)采用如图1所示的系统，取3g烷基化催化剂W-3，装于烷基化反应器2，再取5g催化剂V-2装于烷基转移反应器7。选用和实施例1相同的烷基化反应原料和条件以及烷基转移反应原料和条件，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例5

(1)将SiO

(2)选用和实施例4相同的烷基转移催化剂V-2。

(3)采用如图1所示的系统，取3g烷基化催化剂W-4，装于烷基化反应器2，再取5g烷基转移催化剂V-2装于烷基转移反应器7。选用和实施例1相同的烷基化反应原料和条件以及烷基转移反应原料和条件，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例6

按照实施例4的方法，不同的是，所述烷烃为加氢后的抽余油。采用如图1所述的系统，在加氢精制反应器1中，将烷烃(来至催化重整溴指数为1200mgBr/100g)与加氢催化剂(即RN-1催化剂，13.05重量％Mo-2.75重量％Ni/RN-1催化剂，购自中国石化催化剂有限公司)接触，经过加氢脱除不饱和烃，得到溴指数为165mgBr/100g的加氢后的抽余油组成如表1所示。其中，加氢的条件为：氢油体积比为150:1，抽余油的质量空速为5h

实施例7

按照实施例4的方法，不同的是，所述烷基转移催化剂中活性组分为Mo和Bi，制得烷基转移催化剂V-3(0.3重量％Mo/0.5重量％Bi-MOR)，其他条件同实施例4，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例8

按照实施例4的方法，不同的是，所述苯和烷烃的重量比为1：1，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为1：1，烷基转移催化剂选用实施例7中的烷基转移催化剂V-3，其他条件同实施例4，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

实施例9

按照实施例4的方法，不同的是，所述苯和烷烃的重量比为9：1，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为5：1，烷基转移催化剂选用实施例7中的烷基转移催化剂V-3，其他条件同实施例4，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

对比例1

按照实施例4的方法，不同的是，所述苯和烷烃的重量比为20：1，所述C9+重芳烃与甲苯的重量比为20：1，烷基转移催化剂选用实施例7中的烷基转移催化剂V-3，其他条件同实施例4，通过气相色谱测试产物含量，计算得到苯转化率、C9+重芳烃转化率以及二甲苯产率，如表3所示。

表1烃中各组分的含量(重量百分数％)

注：表1中“-”表示不含。

表2

表3

通过上述表3可以看出，采用本发明的方法能够该方法以非芳烃(C5-C9)特别是催化重整或蒸汽裂解副产非芳烃和C9+重芳烃为原料，将烷基化反应和烷基转移反应结合，具有非芳烃转化率高和二甲苯收率高的特点。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。