*CN102304011A*
(10)申请公布号 CN 102304011 A(43)申请公布日 2012.01.04
(12)发明专利申请
(21)申请号 201110206928.1(22)申请日 2011.07.22
(71)申请人镇江正丹化学工业有限公司（中外合
资）
地址212132 江苏省镇江市新区国际化学工
业园松林山路18号(72)发明人曹正国 周爱华 荆晓平 任伟
钱勤华(74)专利代理机构南京苏科专利代理有限责任
公司 32102
代理人董旭东(51)Int.Cl.
C07C 15/02(2006.01)C07C 5/27(2006.01)
权利要求书 1 页 说明书 7 页 附图 2 页
(54)发明名称
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法(57)摘要
本发明公开了化工技术领域内的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其将C9芳烃脱轻，再精馏后获得的连三甲苯、均三甲苯和邻甲乙苯送至异构化反应器中反应，在压力0.2MPa~3.5Mpa、温度260℃~410℃的条件下，进行催化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，再精馏分离获得偏三甲苯。该方法的单程转化率可高达45%，能利用C9芳烃更多地制造偏三甲苯。
CN 102304011 ACN 102304011 ACN 102304017 A
权 利 要 求 书
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1.C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于包括如下步骤：
1）将纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔中进行脱轻处理，控制脱轻塔的工作温度为166℃~168℃，使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔后，进入第一精馏塔；脱轻塔的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔；
2）在第二精馏塔中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔顶部离开并被收集，第二精馏塔底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为0.2MPa~3.5MPa，反应温度为260℃~410℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将上述步骤4）的反应产物再次精馏获得偏三甲苯。
2.根据权利要求1所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述步骤5)通过将异构化反应产物不断输入到所述脱轻塔，经脱轻后送入所述第二精馏塔中，在第二精馏塔中精馏获得偏三甲苯，塔底产物再次送入异构化反应器中进行循环反应。
3.根据权利要求1所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述步骤5)是通过将异构化反应产物输入到第三精馏塔，在第三精馏塔中，精馏温度166℃~168℃，使均三甲苯、邻甲乙苯及邻甲乙苯的异构化产物从第三精馏塔的顶部离开，并循环进入异构化反应器中；第三精馏塔的塔底保留的偏三甲苯和连三甲苯送入第四精馏塔中，第四精馏塔的精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第四精馏塔顶部离开并被收集，第四精馏塔底部保留的连三甲苯再次循环进入异构化反应器中。
4.根据权利要求1－3任意一项所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为8～12的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为40～75℃, 时间为2～10小时，晶化温度为150～220 ℃, 晶化时间为8～20 小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为10~150，再洗涤脱钠，控制脱钠度为2０～９０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。
5.根据权利要求4所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于110～150 ℃下烘干，再经高温活化后，置于固定床内。
6.根据权利要求5所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述载体用量为全部固体物重量的10～50％。
7.根据权利要求5或6所述的C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，其特征在于所述无机粘结剂为水玻璃、磷酸铝、氧化钙、氧化镁和硫酸钙中的至少一种。
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说 明 书
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法
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技术领域
本发明涉及一种化工产品的生产方法，特别涉及偏三甲苯的生产方法，属于化工技术领域。
[0001]
背景技术
C9芳烃又名重芳烃，为有一种含有9个碳原子的多种芳烃组合物，其分子式为
C9H12， C9芳烃是原油加工过程中产生的副产物，主要来自炼厂的重整装置和裂解装置。C9芳烃含有大量的偏三甲苯、均三甲苯、连三甲苯、邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、正丙苯和异丙苯等，其中偏三甲苯、均三甲苯和连三甲苯的合计含量在80％左右，是发展精细化工的宝贵资源，具有很高的附加值。而偏三甲苯(1，2，4一三甲苯)在C9芳烃中约占35％－40％，由于偏三甲苯的沸点为169.4℃，与沸点最近的邻甲乙苯（沸点165.0℃）及连三甲苯（沸点176.1℃）的沸点差异较大，因此能够通过精馏的方法直接得到纯度很高的偏三甲苯，产品纯度可以达到98.5％(质量百分数)以上。而偏三甲苯是生产偏苯三酸酐的原料，因此，充分利用丰富的偏三甲苯资源来生产偏苯三酸酐，不仅可以充分利用我国丰富的重芳烃资源，而且还可以大大缓解我国偏苯三酸酐供应紧张的局面。同时，偏三甲苯又是一种高质量、高附加值的重要精细化工原料，(主要)可以用于制合成树脂，染料、医药、增塑剂、高档汽车漆、特种漆等，总体来说，我国对此类产品的需求量较大。据了解，目前国内偏三甲苯年生产能力较低，大部分要依靠进口来弥补，所以该产品在国内有着良好的市场发展前景，是国家产业政策重点鼓励的项目。[0003] 现有偏三甲苯的生产，各大生产厂家主要通过精馏法制得，通过沸点的差异实现分离。其不足之处在于：由于C9芳烃中还含有大量的其他组分，尽管从产业链上看，精馏后的副产物仍可再利用，但是作为生产偏三甲苯的厂家而言，未必都有齐全的与副产品相应的下游产品的生产设备，因此，精馏后的剩余产物中，有些只能低价销售给其他厂家。导致生产厂家的生产成本较高。如何更合理地利用C9芳烃，使其能更多地产出偏三甲苯，是偏三甲苯生产厂家亟待解决的问题。
[0002]
发明内容
本发明的目的是提供一种C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，使其能充分利用
C9芳烃，提高偏三甲苯的产率。
[0005] 本发明的目的是这样实现的：C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，包括如下步骤：
1）将纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔中进行脱轻处理，控制脱轻塔的工作温度为166℃~168℃，使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔后，进入第一精馏塔；脱轻塔的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔；
2）在第二精馏塔中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔顶部离开并
[0004]
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说 明 书
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被收集，第二精馏塔底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为0.2MPa~3.5MPa，反应温度为260℃~410℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将上述步骤4）的反应产物再次精馏获得偏三甲苯。上述步骤5)可通过如下两种方法得以实现，其一：通过将异构化反应产物不断输入到脱轻塔，经脱轻后送入第二精馏塔中，在第二精馏塔中精馏获得偏三甲苯，塔底产物再次送入异构化反应器中进行循环反应。其二，通过将异构化反应产物输入到第三精馏塔，在第三精馏塔中，精馏温度166℃~168℃，使均三甲苯、邻甲乙苯及邻甲乙苯的异构化产物从第三精馏塔的顶部离开，并循环进入异构化反应器中；第三精馏塔的塔底保留的偏三甲苯和连三甲苯送入第四精馏塔中，第四精馏塔的精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第四精馏塔顶部离开并被收集，第四精馏塔底部保留的连三甲苯再次循环进入异构化反应器中。[0006] C9芳烃可以是石油裂解产物，也可以是所述石油裂解产物提取均三甲苯后的塔底油；C9芳烃中各组分均是烷基与苯环相连的单环芳烃结构，由于苯环中碳原子所在的平面上下分布着两个π电子云，烷基对苯环而言具有推电子性，通过其诱导和超共轭效应，把电子云推向苯环，使整个苯环的电子云密度增加。不同的C9芳烃由于烷基型式和位置的不同，决定了苯环电子云密度分布和空间障碍也不同。三甲苯中的均三甲苯，其苯环上的三个甲基分布均匀，其与苯环形成的共轭系的电子云是均匀的，所以空间障碍最大；偏三甲苯苯环上的三个甲基分布次之，与苯环形成的共轭系的电子云不很均匀，其空间障碍较大；连三甲苯苯环上的三个甲基分布最不均匀，与苯环形成的共轭系的电子云也最不均匀，所以空间障碍最小。本发明通过异构化反应，连三甲苯更容易生成偏三甲苯，均三甲苯相对困难，但是由于系统中的偏三甲苯不断从生成物中分离出去，剩余的均三甲苯和连三甲苯可再次返回到系统中进行循环利用，使得异构化反应能够向不断生成偏三甲苯的方向进行，由于邻甲乙苯的沸点为165℃，与均三甲苯的沸点164.7℃相差太小，难以通过普通的精馏实现有效分离，而在异构化反应中，邻甲乙苯部分生成间甲乙苯和对甲乙苯，间甲乙苯和对甲乙苯的沸点与偏三甲苯的沸点差异较大，可以比较方便地进行精馏分离，邻甲乙苯也能与偏三甲苯方便地进行精馏分离，因此无论邻甲乙苯是否异构，其对偏三甲苯的生成和分离均不会造成影响；再由于邻甲乙苯在原料中含量本身就比较少，只有5％左右，因此，不会出现邻甲乙苯累积现象，保留邻甲乙苯进入异构化反应器是较为经济的做法。该方法的单程转化率可高达45%。其可充分利用C9芳烃，能更多地制造偏三甲苯。[0007] 上述催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为8～12的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为40～75℃, 时间为2～10小时，晶化温度为150～220 ℃, 晶化时间为8～20 小时，得到合成沸石；将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为10~150，再洗涤脱钠，控制脱钠度为2０～９０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。去除部分Al原子的目的在于可增加酸性催化功能，提高催化剂活性，在催化反应中，合成沸石为异构化提供酸性功能，使甲基的位置发生转移，部分均三甲苯和连
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三甲苯异构化成偏三甲苯，进而可利用精馏法将偏三甲苯分离出来。[0008] 上述所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于110～150 ℃下烘干，再经活化后，置于固定床内。该步骤中，载体用量为全部固体物重量的10～50％；无机粘结剂为水玻璃、磷酸铝、氧化钙、氧化镁和硫酸钙中的至少一种。附图说明
[0009] 图1为本发明一种工作原理图。[0010] 图2为本发明另一种工作原理图。[0011] 其中，1脱轻塔，2第一精馏塔，3第二精馏塔，4异构化反应器，5第三精馏塔，6第四精馏塔。
具体实施方式[0012] 实施例1
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，步骤如下：1）将石油裂解产生的纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔1中进行脱轻处理，控制脱轻塔1的工作温度为166℃~168℃（由于温度控制难以做到控制在某个具体的精确值，因此，其只要在一定区间范围内波动均是合适的，下同），使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔1后，进入第一精馏塔2；脱轻塔1的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔3；
2）在第二精馏塔3中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔3顶部离开并被收集，第二精馏塔3底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔2中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器4中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器4中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为0.2MPa，反应温度为260-270℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将步骤4)获得的反应产物不断输入到脱轻塔1，经脱轻后送入第二精馏塔3中，在第二精馏塔3中精馏获得偏三甲苯，塔底产物再次送入异构化反应器4中进行循环反应。实施例2
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，步骤如下：1）将石油裂解产生的纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔1中进行脱轻处理，控制脱轻塔1的工作温度为166℃~168℃（，使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔1后，进入第一精馏塔2；脱轻塔1的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔3；
2）在第二精馏塔3中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔3顶部离开并被收集，第二精馏塔3底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔2中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；
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4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器4中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器4中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为3.5MPa，反应温度为400℃~410℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将步骤4)获得的反应产物不断输入到脱轻塔1，经脱轻后送入第二精馏塔3中，在第二精馏塔3中精馏获得偏三甲苯，塔底产物再次送入异构化反应器4中进行循环反应。[0014] 实施例3
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，步骤如下：1）将提取过均三甲苯后的纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔1中进行脱轻处理，控制脱轻塔1的工作温度为166℃~168℃（，使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔1后，进入第一精馏塔2；脱轻塔1的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔3；
2）在第二精馏塔3中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔3顶部离开并被收集，第二精馏塔3底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔2中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器4中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器4中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为3MPa，反应温度为300℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将步骤4)获得的反应产物不断输入到脱轻塔1，经脱轻后送入第二精馏塔3中，在第二精馏塔3中精馏获得偏三甲苯，塔底产物再次送入异构化反应器4中进行循环反应。[0015] 实施例4
与实施例1不同之处在于，异构化反应器内压力为1.5~2MPa，反应温度为350℃。[0016] 上述实施例1-4的工作原理图，如图1所示。[0017] 实施例5
C9芳烃异构化生产偏三甲苯的方法，包括如下步骤：1）将纯度大于等于90%的C9芳烃在脱轻塔1中进行脱轻处理，控制脱轻塔1的工作温度为166℃~168℃，使沸点低于166℃的邻甲乙苯、间甲乙苯、对甲乙苯、均三甲苯、正丙苯和异丙苯汽化并从塔顶离开脱轻塔1后，进入第一精馏塔2；脱轻塔1的塔底保留的沸点高于168℃的偏三甲苯和连三甲苯输送至第二精馏塔3；
2）在第二精馏塔3中，精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第二精馏塔3顶部离开并被收集，第二精馏塔3底部保留连三甲苯；
3）在第一精馏塔2中，精馏温度为162℃~164℃，塔底保留均三甲苯和邻甲乙苯；4）将上述步骤2）和步骤3）的塔底产物同时送入密闭的异构化反应器4中，进行催化反应，催化剂以固定床的形式设置在异构化反应器4中，反应物流以液态形式通过固定床；异构化反应器内压力为0.5MPa，反应温度为280℃，步骤2）和步骤3）的塔底产物连续流过固定床，在催化剂作用下发生异构化反应，使部分连三甲苯、均三甲苯发生结构异构化而成
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为偏三甲苯，同时，有部分邻甲乙苯异构成对甲乙苯和间甲乙苯；
5）将步骤4)获得的异构化反应产物输入到第三精馏塔5，在第三精馏塔5中，精馏温度166℃~168℃，使均三甲苯、邻甲乙苯及邻甲乙苯的异构化产物从第三精馏塔5的顶部离开，并循环进入异构化反应器4中；第三精馏塔5的塔底保留的偏三甲苯和连三甲苯送入第四精馏塔6中，第四精馏塔6的精馏温度为169.5℃~175℃，偏三甲苯从第四精馏塔6顶部离开并被收集，第四精馏塔6底部保留的连三甲苯再次循环进入异构化反应器4中。[0018] 实施例6
与实施例5不同之处在于，异构化反应器内压力为2.5MPa，反应温度为380℃。[0019] 实施例7
与实施例5不同之处在于，异构化反应器内压力为2MPa，反应温度为320℃。[0020] 实施例8
与实施例5不同之处在于，异构化反应器内压力为0.5MPa，反应温度为300℃。[0021] 上述实施例5-8的工作原理如图2所示。[0022] 经若干试验验证，可得到如下异构化反应器内的温度与产率表
温度 （℃）
260280300320340360380410
压力 （Mpa）0.20.511.522.533.5
选择性 ％2325283537424140
选择性 ％5247443840424545
产率 ％3336384142444340
产率 ％3835333028272625
经若干试验验证，可得到如下异构化反应器内的压力与产率表
经大量试验可得，随温度的上升，偏三甲苯的产率也在上升，但是温度低于260℃时，异构化反应进行得很缓慢，偏三甲苯的产率很低，在温度180℃以下时，异构化反应不能进行；温度高于410℃时，反应生成的其他副产物较多，导致偏三甲苯的产率也很低，因此异构化反应器中的温度范围适宜的取值为260℃~410℃。异构化反应容器内的压力的变化对异构化反应的影响相对较小，但是过高的压力对反应容器的要求较高，过低的反应压力会导致气体进出的流速降低，不便于生产，因此，压力适宜范围为0.2－3.5Mpa。[0023] 实施例9
上述实施例1~8中，催化剂可通过如下方法获得，催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为11的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为75℃, 时间为2小时，晶化温度为220 ℃, 晶化时间为8小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为40，再洗涤脱钠，控制脱钠度为8０％，然后高温焙烧获
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得粉末状的催化剂。
[0024] 所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于110～150 ℃下烘干，再经活化后，置于固定床内；载体用量为全部固体物（催化剂、氧化铝和无机粘结剂，下同）重量的10～50％；无机粘结剂为水玻璃、磷酸铝、氧化钙、氧化镁和硫酸钙中的至少一种。[0025] 实施例10
上述实施例1~8中，催化剂可通过如下方法获得，催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为8的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为40℃, 时间为2小时，晶化温度为150 ℃, 晶化时间为8小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为10，再洗涤脱钠，控制脱钠度为2０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。
[0026] 所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于110℃下烘干，再经活化后，置于固定床内；载体用量为全部固体物重量的10％；无机粘结剂为水玻璃。[0027] 实施例11
上述实施例1~8中，催化剂可通过如下方法获得，催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为12的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为75℃, 时间为10小时，晶化温度为220 ℃, 晶化时间为20 小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为150，再洗涤脱钠，控制脱钠度为９０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。
所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏
状，再在挤条机上挤出成型，成型后于150 ℃下烘干，再经活化后，置于固定床内；载体用量为全部固体物重量的50％；无机粘结剂为任意重量比的磷酸铝和氧化钙。[0029] 实施例12
上述实施例1~8中，催化剂可通过如下方法获得，催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为10的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为55℃, 时间为6小时，晶化温度为180 ℃, 晶化时间为14小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为80，再洗涤脱钠，控制脱钠度为55％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。所述催化剂的载体为氧化铝，所述氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于130 ℃下烘干，再经活化后，置于固定床内；载体用量为全部固体物重量的30％；无机粘结剂为任意重量比的氧化钙、氧化镁和硫酸钙。[0030] 实施例13
上述实施例1~8中，催化剂可通过如下方法获得，所述催化剂原料包括水、水玻璃、硫酸铝、硅铝摩尔比为9的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度为65℃, 时间为4小时，晶化温度为200 ℃, 晶化时间为10小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为120，再洗涤脱钠，控制脱钠度为3０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。
[0028] [0031]
实施例14
所述催化剂并不局限于上述实施例9~13的方法获得，所述催化剂原料包括水、水玻
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璃、硫酸铝、硅铝摩尔比可为8～12的沸石，原料混合后形成胶体，成胶温度可为40～75℃, 时间可为2～10小时，晶化温度可为150～220 ℃, 晶化时间为8～20 小时，得到合成沸石，将合成沸石再经过离子交换去除其中的部分Al原子，使硅和铝的摩尔比为10~150，再洗涤脱钠，控制脱钠度为2０～９０％，然后高温焙烧获得粉末状的催化剂。[0032] 催化剂的载体为氧化铝，氧化铝与催化剂、水、无机粘结剂混合搅拌成膏状，再在挤条机上挤出成型，成型后于110～150 ℃下烘干，再经活化后，置于固定床内；所述载体用量为除水之外的全部固体物重量的10～50％。无机粘结剂为水玻璃、磷酸铝、氧化钙、氧化镁和硫酸钙中的一种或数种。
[0033] 本发明并不局限于上述实施例，在本发明公开的技术方案的基础上，本领域的技术人员根据所公开的技术内容，不需要创造性的劳动就可以对其中的一些技术特征作出一些替换和变形，这些替换和变形均在本发明的保护范围内。
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