一种甲烷芳构化制备芳烃的方法及其专用反应系统

IPC分类号 : C07C2/76,C07C15/04,C07C15/00

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CN201010102634.X

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专利摘要

本发明公开了一种甲烷芳构化制备芳烃的方法及其专用反应系统。本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的方法中，使甲烷芳构化反应系统的出口气体分离出芳烃产品后，将剩余尾气(约含20％氢气的甲烷)与CO2在流化床中的金属负载型催化剂上进行甲烷化反应，使尾气重新变为甲烷与水，实现氢气的接近完全转化，分离水后实现甲烷的循环利用。上述技术既可有效解决独立芳构化过程中的甲烷与氢气分离成本高的问题，又可有效利用CO2生产芳烃，缩短流程，投资少，原料成本低，使制备芳烃的成本大幅度降低。

说明书

技术领域

本发明涉及一种甲烷芳构化制备芳烃的方法及其专用反应系统。

技术背景

背景技术

苯及其它芳烃产品是重要的基础化工原料，目前主要通过石油炼制过程副产。最近随着全球原油价格的持续上扬以及芳烃下游产品需求量的增加，苯和其他芳烃的价格居高不下。我国石油资源短缺，车用油(汽油，柴油，煤油与润滑油等)的需求缺口大，乙烯、丙烯、丁二烯等需求强劲，所以从石油路线制备芳烃的产量越来越受制约。为了满足我国各类化学化工产品生产对苯及其他芳烃需求量的急剧增加，非常有必要寻找适宜的非石油来源的芳烃制备路线。

利用金属-分子筛复合催化剂，可以在无氧环境中将甲烷转化为芳烃。以Mo/HZSM-5催化剂为例，在973K和常压下，甲烷转化率大约为16％，芳烃的选择性大于90％，其中苯的选择性又达芳烃中的90％，其他芳烃产品为少量的甲苯与萘。由于苯用途广，需求量大，该路线成为国际上持续研究的、具有潜力的化工路线。

然而在过去的二十几年里，各国科学家的研究工作主要集中在催化剂的制备开发、及反应和失活机理等方面。芳构的制备规模处于实验室微型反应器研究阶段，尚无工程化报道。其中工程化困难的主要技术瓶颈之一在于，由于热力学平衡限制，600-700℃下进行的芳构化反应的单程转化率较低(约16％)，生成的气体中约含22％氢气与78％甲烷。由于目前该路线尚未实现工业化，没有关于此特定系统中甲烷与氢气的分离技术的报道。从通用的技术角度讲，可用变压吸附的方法将氢与甲烷分离，实现甲烷循环回用。但该分离成本比较高，且耗能。同时，在特定的系统中，生成的氢气无用，其储存是一个非常大的问题。

发明内容

本发明的目的是提供一种甲烷芳构化制备芳烃的反应系统。

本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的反应系统，由甲烷芳构化反应系统1、芳烃与甲烷、氢气的分离系统2、甲烷化反应系统3以及甲烷与水分离系统4组成，它们之间依次通过管道相连接；

其中，所述甲烷化反应系统3中的反应器为流化床反应器；所述甲烷化反应系统3中所采用的催化剂为金属负载型催化剂，所述金属选自下述至少一种金属或下述至少两种金属形成的合金：Ni，Fe，Co，Re，Mo，W，Cr，Mn和Rh，所述金属负载型催化剂中的载体选自下述至少一种：Al₂O₃，SiO₂和ZrO₂，所述金属负载型催化剂中金属的质量分数为10-30％；所述金属负载型催化剂的强度为莫氏硬度6-10，粒径为50-500微米，堆积密度为500-1500kg/m³，比表面积为150-400m²/g。

所述甲烷芳构化反应系统1包括甲烷芳构化的流化床反应器、芳构化催化剂烧碳再生的反应器以及将两个反应器间的催化剂进行来回输送的输送设备及管道；

所述芳烃与甲烷、氢气的分离系统2由有机溶剂与承载所述有机溶剂的吸收塔、解吸塔以及不同温度的有机溶剂的换热器与输送泵组成。

所述甲烷与水分离系统4由换热器与气水分离器组成。

本发明的再一个目的是提供一种甲烷芳构化制备芳烃的方法。

本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的方法，包括下述步骤：

1)使甲烷在本发明所提供的反应系统中的甲烷芳构化反应系统1中进行芳构化反应，得到芳烃、甲烷与氢气的混合气体；

2)将所述混合气体通入芳烃与甲烷、氢气的分离系统2中，使所述混合气体中的芳烃被分离系统2中的有机溶剂或溶剂油吸收，得到甲烷和氢气的混合气体；然后，将所述芳烃从所述有机溶剂或溶剂油中解吸，得到芳烃；

3)将步骤2)得到的甲烷和氢气的混合气体引入甲烷化反应系统3的流化床反应器中，并同时通入CO₂，使氢气与CO₂在所述流化床反应器中的催化剂上进行反应，得到甲烷与水蒸气的混合气体；

所述催化剂为金属负载型催化剂，所述金属可选自下述至少一种金属或下述至少两种金属形成的合金：Ni，Fe，Co，Re，Mo，W，Cr，Mn和Rh，所述金属负载型催化剂中的载体可选自下述至少一种：Al₂O₃，SiO₂和ZrO₂，所述金属负载型催化剂中金属的质量分数为10-30％，具体可为10％-20％、20％-30％；所述金属负载型催化剂的强度为莫氏硬度6-10，粒径为50-500微米，具体可为50-200微米、200-500微米，堆积密度为500-1500kg/m³，具体可为500-900、900-1500kg/m³，比表面积为150-400m²/g，具体可为150-300m²/g、300-400m²/g；

4)将步骤3)得到的甲烷与水蒸气的混合气体引入甲烷与水分离系统4，通过换热器将水蒸汽冷却，然后经气水分离器将甲烷与水分离，最后将甲烷通过管道返回甲烷芳构化反应系统1中进行循环使用。

其中，步骤2)中所述有机溶剂和所述溶剂油的沸点均高于140℃；所述有机溶剂具体可为三甲基苯，四甲基苯，五甲基苯，六甲基苯等，所述溶剂油具体可为满足该沸程的多种高沸点的链烷烃，环烷烃或芳香烃的混合物，如GB1992-80(88)中的190#，260#溶剂油、或甲基萘、苊等。所述混合气体中的芳烃被分离系统2中的有机溶剂或溶剂油吸收的温度可为20-30℃；所述芳烃从所述有机溶剂或溶剂油中解吸的温度可为140-160℃。

步骤3)中氢气与CO₂在所述流化床反应器中的催化剂上进行反应的反应温度可为250-450℃，所述反应的绝对压力为0.02-1MPa，具体可为0.02-0.1MPa、0.1-1.0MPa；所述反应的反应体系中氢气与CO₂的摩尔比为3.8-4.2，CO₂的体积空速为100-10000h^-1，具体可为100-1000h^-1、2000-5000h^-1、7000-10000h^-1。步骤3)得到的甲烷与水蒸气的混合气体中氢气的体积分数低于1％。

上述方法的步骤2)中，将芳烃从有机溶剂或溶剂油中解吸后，剩余的有机溶剂或溶剂油可返回分离系统2中继续循环使用。

上述方法的步骤3)中，甲烷化系统3中的流化床反应器的温度通过饱和冷却水控制或饱和冷却水与过热蒸汽控制，得到的高温(200-400℃)蒸汽用于对甲烷芳构化反应系统1中原料气进行预热，或作为芳烃与甲烷、氢气的分离系统2中芳烃解吸的热源。

上述方法步骤1)中，使甲烷芳构化的具体方法为：将芳构化催化剂(含Cu，Fe，Ni，Mn，Mo，Ga等金属，与ZSM-5分子筛，金属的含量为4-10％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至600-750℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为1000-3000L/gcat/h，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为500-600℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

本发明所提供的甲烷制备芳烃的方法中，将甲烷芳构化反应系统的出口气体分离出芳烃产品后，将剩余尾气(约含20％氢气的甲烷)与CO₂在流化床中的金属负载型催化剂上进行甲烷化反应，使尾气重新变为甲烷与水，实现氢气的接近完全转化，分离水后实现甲烷的循环利用。上述技术既可有效解决独立芳构化过程中的甲烷与氢气分离成本高的问题，又可有效利用CO₂生产芳烃，缩短流程，投资少，原料成本低，使制备芳烃的成本大幅度降低。

本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的方法与现有方法相比具有下述优点：

1、本发明的方法不需要设置甲烷与氢气的回收系统，不仅降低了分离技术难度，而且大幅度节省了设备投资。

2、本发明的方法在利用CO₂甲烷化进行甲烷循环利用的过程中，以生成的最多的芳烃(苯)计算，相当于将原来由6mol甲烷生成1mol苯和9mol H₂的反应，变成了2.25mol CO₂与3.75mol甲烷生成1mol苯与4.5mol水的过程，节约了40％的甲烷原料气，并能够有效利用烟道气中的CO₂气体，相当于用CO₂生产芳烃，该技术的气体原料费用比利用纯甲烷原料制备芳烃的费用降低25％-30％。

3、CO₂与H₂的甲烷化反应为强放热反应，利用此反应热可以副产高压蒸汽，用于芳烃与有机溶剂的解吸，或甲烷芳构化原料气的预热，或芳烃产品的进一步分离，可使每吨芳烃生产成本降低5-8％。

附图说明

图1为本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的反应系统的示意图。

具体实施方式

下面通过具体实施例对本发明所提供的甲烷芳构化制备芳烃的方法进行说明，但本发明并不局限于此。下述实施例中所述实验方法，如无特殊说明，均为常规方法；所述试剂和材料，如无特殊说明，均可从商业途径获得。

下述各实施例步骤3)中所用的金属负载型催化剂可按照下述方法制备得到：将一种或多种活性金属与载体中的金属所对应的硝酸盐、氯化物、或有机化合物等用碱性溶液(如碳酸铵，碳酸氢铵，尿素，NaOH，KOH，Na₂CO₃，硫酸铵等)进行共沉淀法制备，经过干燥，焙烧得到；或者直接使用载体(Al₂O₃和/或SiO₂和/或ZrO₂)，将活性金属的硝酸盐，氯化物或有机化合物等浸渍于其上，然后过滤，干燥，焙烧得到。

实施例1、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Mo/ZSM-5，Mo的质量分数为6％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至700℃，然后将甲烷通入流化床反应器进行反应，控制甲烷空速为1000L/(gcat·h)，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统。当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为500℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用三甲基苯在20℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在140℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的单段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Ni/Mn/Al₂O₃催化剂上进行反应(催化剂中Ni的质量分数为25％，Mn的质量分数为5％，其余为Al₂O₃；催化剂粒度为250um，比表面积为200m²/g，硬度为7，堆积密度为500kg/m³)，反应温度为320℃，压力为0.1MPa(表压)，CO₂体积为空速为2000h^-1，H₂/CO₂为3.8；控制在甲烷化系统3出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.8％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

甲烷化系统中流化床的温度通过饱和冷却水间接换热控制，换热后饱和冷却水变为温度为250-270℃的高温高压蒸汽，将用于苯与甲烷及氢气分离系统2中的芳烃与有机溶剂高温解吸单元的热源。

实施例2、甲烷芳构化制备芳烃

1)将芳构化催化剂(如：Mo/ZSM-5，Mo的质量分数为6％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至680℃，然后将甲烷通入流化床反应器进行反应，控制甲烷空速为1500L/(gcat·h)，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为560℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用四甲基苯在25℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在145℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的两段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Ni/Mo/Al₂O₃催化剂上进行反应(催化剂中Ni的质量分数为15％，Mo的质量分数为3％，其余为Al₂O₃；催化剂粒度为50um，比表面积为400m²/g，硬度为10，堆积密度为1500kg/m³)，两段流化床第一段的反应温度控制为250℃，第二段的反应温度控制为450℃，压力为1MPa(表压)，CO₂体积为空速为10000h^-1，H₂/CO₂为3.9；控制在甲烷化系统3出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.05％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

甲烷化系统中两段流化床中第一段的温度通过饱和冷却水间接换热控制，换热后饱和冷却水变为温度为200℃的高温高压蒸汽，第二段的温度用上述高温蒸汽进行换热控制，最终得到过热的高温蒸汽用作甲烷芳构化反应系统1中的甲烷原料气预热的热源。

实施例3、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Ni/Mo/ZSM-5，Ni，Mo的质量分数分别为2％，4％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至700℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为1500L/(gcat·h)，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为550℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用五甲基苯在30℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在150℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的两段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Co/Fe/W/ZrO₂-Al₂O₃催化剂(催化剂中Co的质量分数为25％，Fe的质量分数为3％，W的质量分数为2％，其余为ZrO₂-Al₂O₃；催化剂粒度为100um，比表面积为300m²/g，硬度为8，堆积密度为1000kg/m³)上进行反应，两段流化床第一段的反应温度控制为350℃，第二段的反应温度控制为250℃，压力为0.5MPa(表压)，CO₂体积为空速为5000h^-1，H₂/CO(摩尔比)为4.0；控制在甲烷化系统3出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.2％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

甲烷化系统中两段流化床中第二段的温度通过饱和冷却水间接换热控制，换热后饱和冷却水变为温度为200℃的高温高压蒸汽，第一段的温度用上述蒸汽进行换热控制，最终得到过热的高温蒸汽用作甲烷芳构化反应系统1中的甲烷原料气预热的热源。

实施例4、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Ga/ZSM-5，Ga的质量分数为6％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至720℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为2500L/gcat/h，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为580℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用六甲基苯在23℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在155℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的单段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Ni/Re/SiO₂-Al₂O₃催化剂上进行反应(催化剂中Ni的质量分数为8％，Re的质量分数为2％，其余为SiO₂-Al₂O₃；催化剂粒度为200um，比表面积为300m²/g，硬度为6.5，堆积密度为800kg/m³)，流化床的反应温度控制为300℃，压力为0.02MPa(表压)，CO₂体积为空速为500h^-1，H₂/CO(摩尔比)为3.9；控制在甲烷化系统(c)出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.4％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

甲烷化系统中流化床的温度通过饱和冷却水间接换热控制，换热后饱和冷却水变为温度为250℃的高温高压蒸汽，用作芳烃进一步分离的热源。

实施例5、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Fe/Mo/ZSM-5，Fe，Mo的质量分数为1％，3％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至680℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为1800L/(gcat·h)，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为500℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用甲基萘和苊的混合物(甲基萘和苊的质量比为1∶3)在21℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在150℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的单段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Fe/Cr/Al₂O₃催化剂上进行反应(催化剂中Fe的质量分数为15％，Cr的质量分数为15％，其余为Al₂O₃；催化剂粒度为250um，比表面积为150m²/g，硬度为7.5，堆积密度为750kg/m³)，流化床的反应温度控制为280℃，压力为0.03MPa(表压)，CO₂体积为空速为100h^-1，H₂/CO(摩尔比)为3.9；控制在甲烷化系统(c)出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.1％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

甲烷化系统中流化床的温度通过饱和冷却水间接换热控制，换热后饱和冷却水变为温度为240℃的高温高压蒸汽，用作芳烃进一步分离的热源。

实施例6、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Mn/Mo/ZSM-5，Mn，Mo的质量分数分别为1％，3％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至720℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为2000L/gcat/h，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为520℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用190#溶剂油(沸程为160-190℃)在22℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在145℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的两段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Co/Rh/SiO₂催化剂上进行反应(催化剂中Co的质量分数为15％，Rh的质量分数为3％，其余为SiO₂；催化剂粒度为400um，比表面积为350m²/g，硬度为7，堆积密度为900kg/m³)，两段流化床第一段的反应温度控制为400℃，第二段的反应温度控制为260℃，压力为0.6MPa(表压)，CO₂体积为空速为8000h^-1，H₂/CO(摩尔比)为4.2；控制在甲烷化系统(c)出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.5％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。

实施例7、甲烷芳构化制备芳烃

在图1所示的反应系统中进行制备。

1)将芳构化催化剂(如：Cu/Cr/Mo/ZSM-5，Cu，Cr，Mo的质量分数分别为3％，2％，3％)装填入甲烷芳构化流化床反应器中，升温至700℃，然后将甲烷通入进行反应，控制甲烷空速为3000L/gcat/h，生成的芳烃，氢气与未转化的甲烷一起从流化床反应器出口出甲烷芳构化反应系统.当芳构化催化剂的积碳量大于3％时，经过管道与输送装置，移至催化剂再生流化床反应器进行再生(再生介质为空气，控制再生温度为750℃)，使催化剂的含量碳低于0.1％后，通过管道与输送装置，输送回甲烷芳构化流化床反应器，进行连续反应。

2)将甲烷芳构化反应系统1出口的高温气体(主要含芳烃、甲烷和氢气)引入分离系统2，经过降温后，利用260#溶剂油(沸程195-260℃)在25℃吸收芳烃，合格后的尾气(主要是甲烷与氢气，几乎不含芳烃)出分离系统2，在160℃下将芳烃从有机溶剂中解吸，得到芳烃产品，有机溶剂冷却后可继续循环使用。

3)将合格后的尾气(甲烷与氢气)引入甲烷化系统3中的三段流化床反应器中，同时将CO₂引入流化床中，使CO₂与氢气在Ni/Al₂O₃催化剂上进行反应(催化剂中Ni的质量分数为20％，其余为Al₂O₃；催化剂粒度为80um，比表面积为270m²/g，硬度为8.4，堆积密度为1300kg/m³)，三段流化床第一段的反应温度控制为420℃，第二段的反应温度控制为350℃，第三段的反应温度控制为250℃，压力为0.6MPa(表压)，CO₂体积为空速为7000h^-1，H₂/CO(摩尔比)为3.8；控制在甲烷化系统3出口的气体(CH₄，H₂，CO₂与H₂O的混合物)中H₂体积分数低于0.01％；将上述出口气体引入分离系统4进行分离，甲烷由分离系统4引出后，通入反应系统1进行循环使用。