之后，添加磷来制造催化剂。
[0141] 这样的烯烃-单环芳香族烃制造用催化剂如上所述在存在二环戊二烯类时，其作 为催化剂毒物起作用，由此活性大大劣化。其结果是，催化剂效果降低，导致将原料油（上 述混合油）裂解重整的裂解重整反应的效率降低。但是，本实施方式如上所述使用了 DCPD 类被调整到10重量％以下的油作为原料油，因此单环芳香族烃制造用催化剂的活性劣化 得到抑制，也没有裂解重整反应的效率降低的担忧。
[0142][反应形式]
[0143] 作为裂解重整反应装置33的反应形式即以裂解重整反应装置33使上述原料油与 烯烃-单环芳香族烃制造用催化剂接触而进行裂解重整反应时的反应形式，可以列举出： 固定床、移动床、流化床等。
[0144] 特别是，固定床与流化床和移动床相比，装置成本特别低廉，故而优选。因此，也可 以固定床的单一反应器反复进行反应与再生，但为了连续地进行反应可以设置两台以上的 反应器。本实施方式如图2所示使用固定床的裂解重整反应装置33 (固定床反应器），并且 使用两台该固定床反应器33。此外，图2中记载了两台固定床反应器33,但不限于此，只要 为两台以上就行，可以设置任意数量。
[0145] 在固定床的裂解重整反应装置33中，即使原料油中DCPD类微少，伴随裂解重整反 应的进行，特别是在上述催化剂表面上焦炭的附着，催化剂的活性也会降低。像这样活性降 低时，在该裂解重整反应工序（裂解重整反应装置33)中，碳原子数为2~4的烯烃的收率 上升，但碳原子数为6~8的单环芳香族烃的收率降低，就碳原子数为2~4的烯烃和碳原 子数为6~8的单环芳香族烃的总量而言是减少的。因此，需要催化剂的再生处理。
[0146] 在固定床的裂解重整反应装置33(固定床反应器）中，由于焦炭的附着而催化剂 的活性降低，因此在运转预先设定的规定时间后，进行催化剂的再生处理。即，使用两台以 上的裂解重整反应装置33 (固定床反应器），一边对它们定期地进行切换，一边反复进行裂 解重整反应与烯烃-单环芳香族烃制造用催化剂的再生。作为以一台裂解重整反应装置33 连续地运转的运转时间，根据装置的大小或各种运转条件（反应条件）的不同而不同，为数 小时~10天左右。若增多裂解重整反应装置33 (固定床反应器）的反应器数量，则能够缩 短每一个反应器的连续运转时间，能够抑制催化剂的活性降低，因此再生所需的时间也能 够短缩。
[0147][反应温度]
[0148] 使原料油与催化剂接触、反应时的反应温度没有特别限制，优选为350~700°C， 更优选为400~650 °C。当反应温度低于350 °C时，反应活性不充分。若反应温度超过700 °C， 则在能量上不利的同时，焦炭生成显著增大，目的物的制造效率降低。
[0149][反应压力]
[0150] 使原料油与催化剂接触、反应时的反应压力为0? IMPaG~2.0MPaG。即，在 0.1 MPaG~2. OMPaG的压力下，进行原料油与单环芳香族烃制造用催化剂的接触。
[0151] 本发明与以加氢裂解进行的现有方法的反应思想完全不同，因此完全不需要加氢 裂解中被认为优越的高压条件。当然必须以上的高压会促进裂解，副产不为目标的轻质气 体，故而不优选。另外，不需要高压条件在反应装置设计上也有优势。因此，只要反应压力 为0.1 MPaG~2. OMpaG，就能够有效地进行裂解重整反应。
[0152][接触时间]
[0153]原料油与催化剂的接触时间只要实质上所期望的反应进行就没有特别限制，例如 以催化剂上的气体通过时间计，优选为2~150秒，更优选为3~100秒，进一步优选为5~ 80秒。当接触时间小于2秒时，实质性的反应困难。当接触时间超过150秒时，因焦化等而 向催化剂的碳质的蓄积变多，或者因裂解产生的轻质气体的发生量变多，进而装置也变得 巨大，故而不优选。
[0154][再生处理]
[0155]在以裂解重整反应装置33进行规定时间的裂解重整反应处理（裂解重整反应工 序）之后，裂解重整反应处理的运转被切换到另一个裂解重整反应装置33,而停止了裂解 重整反应处理的运转的裂解重整反应装置33进行活性降低了的烯烃-单环芳香族烃制造 用催化剂的再生。
[0156]催化剂的活性降低的原因主要是焦炭向催化剂表面的附着，因此作为再生处理， 进行从催化剂表面除去焦炭的处理。具体而言，使空气在裂解重整反应装置33中流通，使 附着于催化剂表面的焦炭燃烧。由于裂解重整反应装置33被维持为充分高温，所以仅通过 使空气流通，附着于催化剂表面的焦炭就会容易地燃烧。但是，若对裂解重整反应装置33 供给通常的空气使其流通，则有可能会发生剧烈的燃烧。因此，优选将预先混入氮而将氧浓 度降低了的空气供给裂解重整反应装置33使其流通。即，作为再生处理中所使用的空气， 优选使用例如将氧浓度降低至数％~10%左右的空气。另外，不一定需要使反应温度与再 生温度相同，可以适当设定优选的温度。
[0157][稀释处理]
[0158]此外，在以裂解重整反应装置33进行的裂解重整反应处理中，为了抑制焦炭向催 化剂表面的附着，优选在将碳原子数为1~3的饱和烃例如甲烷如图2所示供给裂解重整 反应装置33而使该甲烷共存的状态下，对原料油进行处理。甲烷几乎没有反应性，因此即 使在裂解重整反应装置33内与上述催化剂接触，也不发生反应。因此，甲烷作为在催化剂 表面降低来自原料油的重质烃的浓度的稀释剂起作用，抑制（妨碍）重质的烃在催化剂表 面的催化反应的进行。因此，通过甲烷的共存，能够抑制来自原料油的重质的烃附着于催化 剂表面而生成焦炭。
[0159]供给裂解重整反应装置33的甲烷使用由上述的甲烷回收部11所回收的甲烷。即， 由甲烷回收部11所回收的甲烷作为稀释剂被供给到裂解重整反应装置33。通过使用以相 同的乙烯制造装置生成的甲烷，能够将甲烷的储存和转移等所需的空间和成本抑制到最小 限度。这样被供给到裂解重整反应装置33的甲烷与上述原料油（上述混合油）一起，被设 置在裂解重整反应装置33的上游一侧的加热炉（未图示）即配置在加热炉27的上游一侧 的加热炉以规定温度加热处理。此外，也可以使用乙烷或丙烷代替甲烷，但它们之中更优选 使用反应性最低、在相同乙烯制造装置内回收充分量的甲烷。
[0160]另外，本发明也可以不将裂解重整反应装置33设定为固定床，例如还可以使用能 够将附着于催化剂的焦炭成分连续地除去且能够稳定地进行反应的流化床。此时，更优选 使用使催化剂在反应器与再生器之间循环、连续地反复进行反应-再生的连续再生式流化 床。但是，这样的流化床反应器与固定床反应器相比，装置成本更高，因此为了抑制乙烯制 造装置整体的成本上升，优选使用上述固定床反应器。
[0161](烯烃以及BTX馏分的精制回收）
[0162]在从裂解重整反应装置33导出的裂解重整反应产物中，包含含有碳原子数为2~ 4的烯烃的气体、BTX馏分、C9以上的芳香族烃。因此，通过设置在裂解重整反应装置33的 后段的精制回收装置34,将该裂解重整反应产物分离为各成分，进行精制回收。
[0163]精制回收装置34具有BTX馏分回收塔35和气体分离塔36。
[0164] BTX馏分回收塔35将上述裂解重整反应产物蒸馏，分离为碳原子数为8以下的轻 质馏分和碳原子数为9以上的重质馏分。气体分离塔36将被BTX馏分回收塔35分离出来 的碳原子数为8以下的轻质馏分蒸馏，分离为包含苯、甲苯、粗二甲苯的BTX馏分和沸点比 它们的沸点低的气体馏分。此外，这些BTX馏分回收塔35、气体分离塔36如后所述将分别 得到的馏分进行再处理，因此不需要提高其蒸馏精度，而能够较粗略地进行蒸馏操作。
[0165](产物回收工序）
[0166] 如上所述，在气体分离塔36中较粗略地进行了其蒸馏操作，所以被气体分离塔36 分离出来的气体馏分中主要包含氢、乙烯、丙烯、丁烯等C4馏分、BTX。因此，将这些气体馏 分即成为以上述裂解重整反应工序所得到的产物的一部分的气体馏分在图1所示的产物 回收装置2中再次进行处理。即，将这些气体馏分与以裂解炉1所得到的裂解产物一起，供 给热裂解重质油分离工序3。然后，主要以裂解气体压缩机4、脱甲烷塔6等进行处理来将 氢或甲烷分离回收，进而以脱乙烷塔9、乙烯精馏塔10进行处理，由此将乙烯回收。另外，以 脱丙烷塔13、丙烯精馏塔14进行处理来将丙烯回收，以脱戊烷塔17、脱丁烷塔18等进行处 理，由此将丁烯或丁二烯等和裂解汽油回收。
[0167] 被图2所示的气体分离塔36分离出来的苯、甲苯、二甲苯供给到图1所示的BTX 精制装置20,对苯、甲苯、二甲苯分别进行精制、精馏，从而分离回收为制品。另外，本实施方 式是将BTX汇集并回收，但也可以根据后段的装置构成等分别各自进行回收。例如，二甲苯 不供给到BTX精制装置，而直接供给到对二甲苯制造装置等。
[0168](再循环工序）
[0169] 另外，被BTX馏分回收塔35分离出来的碳原子数为9以上的重质馏分（塔底馏分） 通过作为再循环机构的再循环通路37 (再循环工序）返回加氢反应装置31，与从前馏塔30 导出的轻质热裂解重质油一起再次供给加氢反应工序。即，该塔底馏分经过加氢反应装置 31被返回裂解重整反应装置33,供给裂解重整反应工序。此外，被BTX馏分回收塔35分离 出来的塔底馏分已经将DCPD类除去到规定浓度以下，因此能够不供给到加热炉26,而直接 供给加氢反应工序。另外，对于再循环工序（再循环通路37)来说，例如蒸馏性状的90容 量％馏出温度（T90)超过390°C那样的重质成分优选在供给加氢反应装置31(加氢反应工 序）之前进行稀释（cutback)，与重质热裂解重质油一起储存。即使在几乎不含90容量％ 馏出温度（T90)超过390°C的馏分的情况下，反应性低的馏分蓄积时等也优选将一定量排 出到体系外。
[0170]根据本实施方式的乙烯制造装置以及使用了该乙烯制造装置的碳原子数为2~4 的烯烃和碳原子数为6~8的单环芳香族烃的制造方法，从供给裂解重整反应装置33 (裂 解重整反应工序）的全部原料油中，除去使烯烃-单环芳香族烃制造用催化剂的活性劣化 的DCPD类，将原料油的二环戊二烯类的浓度调整到10重量％以下，所以能够抑制裂解重整 反应工序中烯烃-单环芳香族烃制造用催化剂的活性劣化。因此，能够抑制裂解重整反应 的效率降低，能够以高生产效率制造BTX馏分。
[0171] 此外，由于通过裂解重整反应装置33使由以乙烯制造装置得到的热裂解重质油 形成的原料油进行裂解重整反应，以乙烯制造装置的产物回收装置2将所得到的产物的一 部分回收处理，所以能够不建造新的装置而用现有的产物回收装置2容易地将由裂解重整 反应装置33副产的烯烃回收。因此，能够抑制成本的上升，并且也能够高效地制造烯烃。
[0172] 另外，由于在裂解重整反应装置33 (裂解重整反应工序）的前段一侧（前）具有 将原料油的一部分（轻质热裂解重质油）部分地加氢的加氢反应装置31 (加氢反应工序）， 所以能够在抑制加氢反应工序中的氢消耗量的同时，还能够抑制处理时的发热量，而且能 够在裂解重整反应装置33 (裂解重整反应工序）中更有效地制造BTX馏分。
[0173