MFI)。沸石的量可以是 约10%-90%的氧化物载体。对于C9芳香族化合物进料而言，大孔沸石是优选的，包括沸石 Y(FAU)、丝光沸石（MOR)和β(BEA)。
[0035] 因而HDA和ΤΑ的合并工艺以增加期望的均三甲苯和偏三甲苯的比例的方式来处 理C9组分，而将其他可能存在的组分转化为很容易消除的化合物。连三甲苯（1，2, 3-三甲 基苯）是最难以通过蒸馏与均三甲苯和偏三甲苯分离的组分。幸运的是，如Egan所示出的， 连三甲苯的平衡浓度是始终相当低的。具有接近于均三甲苯的沸点的沸点的乙基甲苯通过 在HAD工艺中除去乙基而消除。与乙基甲苯不同，甲苯的沸点是足够不同的，它很容易通过 蒸馏与均三甲苯（和偏三甲苯）分离。其结果是，在HDA/TA工艺之后，所有存在的组分 容易与均三甲苯和偏三甲苯分离。例如，苯、甲苯和二甲苯，如果没有被转化成所期望的三 甲基苯，则可以通过传统的BTX塔除去。在BTX塔之前低级烷烃和氢气容易以常规方式分 离，并且甚至可在独立于所述HAD反应器操作的TA单元之前被除去。
[0036] 加氢裂解 正如前面已经描述的，许多炼油厂实施了高严重程度的催化重整，并在此操作之后是 本领域已知的BTX萃取单元以回收作为化学原料有价值的轻质的芳香族化合物。在这种情 况下，重整器流出物包含可方便地在BTX单元之前被除去的相对低浓度的轻质链烷烃。BTX 萃余物是适于进料至本发明的重质芳香族化合物。
[0037] 如果显著量的链烷烃存在于C9料流中，则所述工艺优选包括加氢裂解的步骤。加 氢裂解是现有技术中众所周知的，并在与HDA和TA相同的反应条件下发生。烷烃和环烷烃 被裂解为可通过蒸馏分离的较低分子量的烷烃。
[0038] BTX 表2提供了来自低严重程度催化重整器的典型的流出物组合物。该料流可直接进料到 本发明的方法中。链烷烃组分将不反应地通过HDA和TA反应器两者。然后可以将烷基转 移流出物方便地进料到BTX单元，所述BTX单元的萃余物为C9和更高级的甲基芳香族化合 物的混合物。偏三甲苯/均三甲苯的混合物可以容易地从此料流中回收（并且可以进一步 被处理以获得纯的均三甲苯），留下适于再循环至烷基转移的更高级的芳香族化合物料流。
[0039] 表 2
或者，如果加氢脱烷基化和烷基转移反应在独立的反应器中进行，则BTX单元可以位 于HDA和TA步骤之间。在这种情况下，简单的BTX蒸馏可除去在TA中形成的C6-C8组分。 如上所述，偏三甲苯/均三甲苯的混合物可以通过蒸馏回收并且较重质的芳香族化合物可 被再循环。
[0040] 许多商业专有BTX萃取体系可用并以商品名例如Udex和Tetra已知。使用诸如 高级乙二醇或丙二醇或环丁砜的溶剂。这些体系中任一种适合于如上所述的使用。
[0041] 详细的工艺（图2-3) 本发明被示意性表示在图1中。该图表示包括与某些组分的再循环合并的HDA和TA工 艺的整体工艺，其使均三甲苯的浓度增至超过了存在于初始的C9料流中的浓度。此工艺通 常包括若干个以独特的方式与其他工艺方法组合的常规步骤，以产生富含TMB的产物。更 具体的示例性方法被描述在下文中，但可以理解，可以如本领域技术人员所理解的那样改 变所描述的方法的某些方面。例如，下面的描述提供了独立的HDA和TA的反应器，但操作 这样的反应器以在单个的反应器内同时实现HDA和TA在本领域的技术能力内。
[0042] 参考图2,示出了根据本发明的方法10的优选实施方案。在一般情况下，使用一个 或多个在实施HDA/TA工艺的条件下操作的绝热反应器如通常已知地处理原料。使用多个 反应器，其中将中间的热量移除到蒸汽，有利于放热的HDA反应的控制。还可以在等温反应 器中实施HDA，其中所述催化剂被包含在管子中并且在壳侧的传热流体将热量移除。典型的 传热流体是Dowtherm和其他传热油或高压蒸汽。将催化剂放置在等温反应器的壳侧并将 传热流体放置在管中也是本领域众所周知的。也可以使用冷射（coldshot)冷却。在此实 施方案中，代替在各反应器阶段之间将热量回收到蒸汽的是，在各阶段之间加入另外的冷 氢气或其他惰性气体或液体组分。
[0043] 通常，将所述C9料流与含氢气气体混合并预热至适当的温度，然后再转移到加氢 脱烷基化/烷基转移反应区。除了是一种反应物之外，氢气也提供了烃流的稀释并限制了 跨每个反应阶段的绝热温升。氢气可以被对反应惰性的气体部分取代（仅部分是因为氢气 是反应物以及稀释剂）对于本领域技术人员而言将是明显的，所述气体例如氮气或低级烃 如甲烷、乙烷、或丙烷或其混合物或其还包括氢气或氮气的混合物。如图2所示，C9料流11 被提供给增压栗12,在所述料流进入汽化炉13之前，所述增压栗使液体提升至反应压力， 例如400PSIA。氢气再循环14与补充的氢气15合并并通过炉13中的独立的线圈。这些 气相料流在进入第一阶段反应器16之前合并。流出物17进入废热锅炉18,在其中通过产 生750PSI蒸汽19而冷却流出物17。优选包括第二阶段反应器20和锅炉21，并且可以加 入一个或多个附加的阶段（未示出）。在此实施方案中，来自HDA阶段的最后的流出物在进 料至烷基转移反应器23之前与C9和更高级的芳香族化合物再循环料流22 (来自随后的分 离部分）混合，其产生流出物料流24。
[0044] 如图3所示，将来自一个或多个HDA/TA反应器的流出物24进料至冷却该材料的 急冷塔25。然后将此被冷却的材料通过管线26进料至部分冷凝单元27。包含C2-C4链烷 烃和氢气的较轻质组分通过管线28除去，并且包含C6-C10和较高级的芳香族化合物的较 重质组分通过管线29除去。或者，可以将所述急冷塔塔顶物进料至吸收或萃取单元以从轻 质烃中分离出氢气。然后将管线29中的较重质组分进料至传统类型的BTX(苯/甲苯/二 甲苯）塔30。BTX塔从C9和高级芳香族化合物分离出甲苯、二甲苯和苯（31)。
[0045] 将来自BTX的塔底物32输送到产物塔33,所述产物塔从包含一些偏三甲苯和高级 多甲基苯的塔底物提取所需的均三甲苯/偏三甲苯产物塔顶物34。偏三甲苯在此塔的塔顶 物和塔底物之间分配。CIO和高级芳香族化合物的清除物35取自该塔的塔底物，以防止未 反应重质化合物积聚。高级多甲基苯的平衡36通过管线22被再循环至烷基转移单元（图 2) 〇
[0046] 也可以对来自急冷塔27的较轻质组分塔顶物28进行处理用于回收较轻质组分。 通过抵抗冷却水来除去大部分的(： 3和C4，并且残余的气体输送到乙烷冷却器（未示出），其 中通过抵抗约_5°C的冷冻盐水来冷凝乙烷。未冷凝的氢气被重新压缩到反应压力和通过管 线14再循环（图2)。
[0047] 此方法产生主要含均三甲苯（1，3, 5-三甲基苯）和一些量的偏三甲苯的富TMB的 产物。如本文所用，术语"富TMB"是指含有至少约50wt%均三甲苯、优选至少60wt%均三甲 苯和更优选至少70wt%均三甲苯的C9芳香族产物。富TMB的产物非常适于用作动力燃料， 特别是航空燃料，或作为获得时的原样或与其他组分共混之后。具体地，均三甲苯的存在提 供了所需的高Μ0Ν和适用于此类燃料的其他特性。本发明的方法在不存在TEL和芳香胺下 提供具有这种实用性的富TMB的产物是本发明的另一个优点。
[0048] 所述方法可任选地包括富TMB的产物的进一步纯化，以获得基本上纯的均三甲苯 产物，其是指是至少约90wt%均三甲苯和优选至少95wt%均三甲苯的产物。为了获得基本 上纯的均三甲苯产物，将另外的塔用于拆分（resolve)偏三甲苯和均三甲苯。在一种方法 中，例如，包括用于采取98wt%的塔顶偏三甲苯组合物的塔。然而，将发现在大多数情况下