精馏塔a，再次进行分馏；吸附 分离单元D得到的第三产物7送入异构化单元E，经异构化反应得到C s+芳烃9和轻烃10， 并进一步将Cs+芳烃9送入C s芳烃精馏塔d再次进行分离，而轻烃10被返回到低碳烃精馏 塔a继续进行低碳经分离。
[0103] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
[0104] 以下实施例中，煤直接液化石脑油为来自煤直接液化厂的液化粗油经过一次加氢 后的石脑油馏分。
[0105] 物料中各组分的组成含量通过气相色谱分析方法，采用美国惠普公司HP-5890仪 器测定，采用PEG-20M毛细管色谱柱，FID检测器。
[0106] 间二甲苯的收率通过下式计算：
[0107]
[0108] 实施1列丄
[0109] (1)将煤直接液化石脑油进料到加氢处理单元F (固定床反应器，Φ 800 X 6460mm) 进行加氢脱硫脱氮，条件包括：压力为1. 5MPa，温度为350°C，氢气与煤直接液化石脑油的 体积比为200 :1，煤直接液化石脑油的体积空速2h \加氢催化剂为FH-40A/B(中石化）；
[0110] (2)将步骤（1)得到的加氢处理产物进料到重整单元G(U0P公司Cycle Max连续 重整装置）进行重整，条件包括：重整的反应压力为3MPa，重整的温度为420°C，加氢处理产 物的体积空速为lh \重整催化剂为R-85 0J0P公司）；
[0111] (3)将步骤⑵得到的重整产物进料到芳烃抽提单元Η ( Φ 1400 X 27652筛板塔的 芳烃抽提装置）进行芳烃抽提，条件包括：抽提溶剂为环丁砜，压力为0. 4MPa，抽提溶剂的 温度为90°C，抽提溶剂与重整产物的重量之比为3 :1，抽提溶剂的含水量为0. 5重量％。
[0112] 得到煤基混合芳烃F1。
[0113] 对煤基混合芳烃F1进行物料分析，煤基混合芳烃F1中组分组成含量为20. 75重 量％的苯、30. 41重量％的甲苯、24. 84重量％的Cs芳烃和24重量％的C9-C12芳烃。
[0114] (4)将煤基混合芳烃F1以流量为3750kg/h加入低碳烃精馏塔& (Φ800Χ22102， 几浮阀），分离出低碳烃（塔顶压力为80kPa，回流比为2. 8,进料温度为108°C，塔顶温度 为63°C，塔釜温度为129°C )，剩余物料顺序通入苯精馏塔b ( Φ 1800 X 32002,筛板）（塔顶 压力为125kPa，回流比为5. 2,进料温度为125°C，塔顶温度为85°C，塔釜温度为145°C )、甲 苯精馏塔c ( Φ 1800 X 34124,筛板）（塔顶压力为136kPa，回流比为4. 0,进料温度为140°C， 塔顶温度为114°C，塔釜温度为160°C )和Cs芳烃精馏塔d ( Φ 2200 X 55384,筛板）（塔顶压 力为105kPa，回流比为5. 0,进料温度为149°C，塔顶温度为144°C，塔釜温度为162°C，塔板 数为150)进行分馏；
[0115] (5)将甲醇与苯精馏塔b的塔顶分离出的苯加入到烷基化单元Β(Φ600Χ7280πιπι 固定床反应器的烷基化设备）进行烷基化反应，其中烷基化催化剂为改性的ZSM-5分子筛 催化剂（其中载体为ZSM-5分子筛，以载体为100重量份，活性组分为2. 8重量份的La203); 烷基化反应的温度为420°C，烷基化反应的反应压力为1. OMPa，苯和甲醇的总重时空速为 4. Oh \苯与甲醇的摩尔比为2:1。其中，甲醇进料量为246kg/h。将烷基化反应得到的第一 产物回流进入苯精馏塔b;
[0116] (6)将甲苯精馏塔c的塔顶分离出的甲苯和(：8芳烃精馏塔d的塔底分离的C9_C12 芳烃馏分送入歧化与烷基转移单元(：（Φ900Χ 3660mm的固定床临氢反应器），其中甲苯与 (：9-(：12芳烃的重量比为72:28 ;歧化与烷基转移的催化剂为T/A-2 (同济大学提供），歧化与 烷基转移反应的温度为420°C，歧化与烷基转移反应的反应压力为5. 8MPa，甲苯和(：9-(：12芳 烃的总重时空速为1. 6h %并将歧化与烷基转移反应得到的第二产物回流进入低碳烃精馏 塔a，流量为2327kg/h;
[0117] (7)将Cs芳烃精馏塔d的塔顶分离出的C 8芳烃进入吸附分离单元D (Sorbex模拟 移动床，U0P公司，美国），吸脱附的温度175°C，吸脱附的压力为0. 25MPa，Cs芳烃的进料重 时空速为〇. 75h \ Cs芳烃与吸附剂（ADS-23, U0P公司）的重量比为0. 25 :1，脱附剂（甲 苯）与吸附剂的重量比为0.85 :1 ;得到间二甲苯产品和第三产物，间二甲苯出料流量为 3847kg/h ；
[0118] (8)将第三产物送入异构化单元E(Isomar异构化设备，Φ 1200Χ4320πιπι，U0P公 司，美国）进行异构化反应，异构化催化剂为SKI-400 (中石化），异构化的温度为385°C，异 构化的反应压力为0. 8MPa，第三产物的重量空速为3. 6h %得到C 8+芳烃和轻烃；将C 8+芳烃 送入Cs芳烃精馏塔d再次进行分馏，轻烃返回到低碳烃精馏塔a进行低碳烃分离。
[0119] 烷基化单元与歧化与烷基转移单元的转化结果见表1和表2。
[0120] 歧化与烷基转移单元中，甲苯和C9_C12芳烃的总转化率为46. 34% ;甲苯的转化率 为36% ;(：9-(：12芳烃的转化率为73. 6% ;苯和二甲苯的选择性为95. 84%。
[0121] 间二甲苯的收率为96. 92%。
[0122] 间二甲苯产品的纯度为99. 5%。
[0123] 实施例2
[0124] (1)将煤直接液化石脑油进料到加氢处理单元F进行加氢脱硫脱氮，条件包括：压 力为2MPa，温度为280°C，氢气与煤直接液化石脑油的体积比为150 :1，煤直接液化石脑油 的体积空速6h \加氢催化剂为FH-40A/B ;
[0125] (2)将步骤（1)得到的加氢处理产物进料到重整单元G进行重整，条件包括：重整 的反应压力为4MPa，重整的温度为370°C，加氢处理产物的体积空速为3h \重整催化剂为 R-85 ；
[0126] (3)将步骤（2)得到的重整产物进料到芳烃抽提单元Η进行芳烃抽提，条件包括： 抽提溶剂为环丁砜，压力为〇. 6MPa，抽提溶剂的温度为85°C，抽提溶剂与重整产物的重量 之比为4 :1，抽提溶剂的含水量为0. 4重量％。
[0127] 得到煤基混合芳烃F2。
[0128] 对煤基混合芳烃F2进行物料分析，煤基混合芳烃F2中组分组成含量为20. 10重 量％的苯、30. 69重量％的甲苯、25. 07重量％的Cs芳烃和24. 14重量％的C 9-C12芳烃。
[0129] (4)将煤基混合芳烃F2以流量为3750kg/h加入低碳烃精馏塔a，分离出低碳烃， 剩余物料顺序通入苯精馏塔b、甲苯精馏塔c和C s芳烃精馏塔d进行分馏；其中，苯精馏的 温度为135°C，甲苯精馏的温度为160°C，Cs芳烃精馏的压力为620KPa、温度为262°C ;
[0130] (5)将甲醇与苯精馏塔b的塔顶分离出的苯加入到烷基化单元B，进行烷基化反 应，其中烷基化催化剂为改性的ZSM-5分子筛催化剂（其中载体为ZSM-5分子筛，以载体为 100重量份，活性组分为3. 0重量份的P205);烷基化反应的温度为380°C，烷基化反应的反 应压力为3MPa，苯和甲醇的总重时空速为0. 5h \苯与甲醇的摩尔比为3 :1。其中，甲醇进 料量为246kg/h。将烷基化反应得到的第一产物回流进入苯精馏塔b ;
[0131] (6)将甲苯精馏塔c的塔顶分离出的甲苯和Cs芳烃精馏塔d的塔底分离的C 9_C12 芳烃馏分送入歧化与烷基转移单元C，其中甲苯与C9-C12#烃的重量比为70:30 ;歧化与烷 基转移的催化剂为T/A-2,歧化与烷基转移反应的温度为470°C，歧化与烷基转移反应的压 力为0. 5MPa，甲苯和C9-C12芳烃的总重时空速为2. 5h %并将歧化与烷基转移反应得到的第 二产物回流进入低碳烃精馏塔a，流量为2339kg/h ;
[0132] (7)将Cs芳烃精馏塔d的塔顶分离出的C 8芳烃进入吸附分离单元D，吸脱附的温 度175°C，吸脱附的压力为0. 25MPa，（：8芳烃的进料重时空速为0. 75h \ (：8芳烃与吸附剂的 重量比为0. 25 :1，脱附剂与吸附剂的重量比为0. 85 :1 ;得到间二甲苯产品和第三产物，间 二甲苯出料流量为3842. 80kg/h ;
[0133] (8)将第三产物送入异构化单元E，进行异构化反应，异构化催化剂为SKI-400,异 构化的温度为390°C，异构化的反应压力1. OMPa，第三产物的重量空速为3. Oh %得到C 8+芳 烃和轻烃；将Cs+芳烃送入C s芳烃精馏塔d再次进行分馏，轻烃返回到低碳烃精馏塔a进行 低碳烃分离。
[0134] 烷基化单元与歧化与烷基转移单元的转化结果见表1和表2。
[0135] 歧化与烷基转移单元中，甲苯和C9_C12芳烃的总转化率为46. 43% ;甲苯的转化率 为37. 1% ;(：9-(：12芳烃的转化率为68. 8% ;苯和二甲苯的选择性为95. 35%。
[0136] 间二甲苯的收率为96. 92%。
[0137] 间二甲苯产品的纯度为99. 5%。
[0138] 实施例3
[0139] (1)将煤直接液化石脑油进料到加氢处理单元F进行加氢脱硫脱氮，条件包括：压 力为2. 5MPa，温度为320°C，氢气与煤直接液化石脑油的体积比为100 :1，煤直接液化石脑 油的体积空速4h \加氢催化剂为FH-40A/B ;
[0140] (2)将步骤（1)得到的加氢处理产物进料到重整单元G进行重整