CN102159522A - 低级烷烃转化成乙烯和芳烃的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供生产乙烯和芳烃(具体为苯)的整合方法，该方法包括：(a)将混合的低级烷烃原料引入到裂化器内，以生产包括乙烯和C3+产物及可能未反应的乙烷的产物混合物，(b)分离并回收乙烯，(c)使C3+产物和任何未反应的乙烷与芳烃转化催化剂接触，以生产包括含苯的芳族反应产物的产物混合物，和(d)回收苯和任何其它芳族反应产物。

Description

低级烷烃转化成乙烯和芳烃的方法
技术领域
本发明涉及由低级烷烃生产乙烯和芳烃的整合方法。更具体地，本发明涉及在较低的投资和操作成本下由低级烷烃生产乙烯和苯的整合方法。
背景技术
乙烯和苯是现代石化工业中最重要的两种基本产物。乙烯用于制备其它石化品，例如聚乙烯、环氧乙烷、二氯乙烷和乙苯等。苯用于制备附加的关键石化品，例如苯乙烯、苯酚、尼龙和聚氨酯等。
通常在高温热或催化裂化器单元内由乙烷和/或高级烃制备乙烯。通过烃裂化制备烯烃是成熟的工业方法，它描述于Ludwig Kniel的“Ethylene：Keystone to the Petrochemical Industry”，Marcel Dekker Publisher(1980)中。
当乙烷和一种或多种高级烃的原料在裂化器单元内转化成烯烃时，除了乙烯以外，它还产生其它烯烃。这些包括丙烯、丁烯、丁二烯、戊烯等，这取决于裂化器原料的组成。用于这种混合原料裂化器的产品分离方案因存在多种烯烃产物而倾向于复杂化，在许多情况下，所述多种烯烃产物必须与其它类似的分子(例如相应的烷链烃)分离以满足产品规格。最终结果是这种裂化器联合装置的投资花费以及操作成本要比由主要乙烷原料只生产乙烯的裂化器高得多。
一般来说，苯和其它芳烃通过使用溶剂提取方法使富含芳族化合物的原料馏分(例如通过催化重整方法生产的重整产物和通过石脑油裂化工艺生产的热解汽油)与非芳烃分离而获得。但在努力满足预计的芳烃供应短缺过程中，已经研究了目的在于由每一分子含有小于或等于6个碳原子的烷烃生产芳烃(包括苯)的多种催化剂和方法。各种烷烃转化成芳烃的容易程度随碳数增加而增加，因此已经考虑了混合烷烃原料。例如，US5258564描述了将C2-C6脂族烃转化成芳烃的方法，该方法包括在脱氢环化二聚条件下使所述原料与催化剂接触，其中所述催化剂包括Si：Al比大于10和孔直径为5-6埃的沸石、镓组分及磷酸铝粘合剂。
所使用的催化剂通常是双功能催化剂，它含有沸石或分子筛材料来提供酸度，和含有一种或多种金属例如Pt、Ga、Zn、Mo等来提供脱氢活性。例如，US 4350835描述了使用含微量Ga的ZSM-5类系列结晶沸石催化剂将含乙烷的气态原料转化成芳烃的方法。作为另一实例，US 7186871描述了使用含Pt和ZSM-5的催化剂使C1-C4烷烃芳构化。
有利的是提供低级烷烃脱氢芳构化方法，其中：(a)可作为副产物生产成本较低的乙烯，和(b)加入脱氢芳构化反应器的原料基本上全部转化，从而避免了任何原料循环和导致较低的投资和操作成本。
发明内容
本发明提供生产乙烯和芳烃(具体为苯)的整合方法，该方法包括：
(a)将混合的低级烷烃原料引入到烷烃裂化器、优选热或催化裂化器内，以生产包括乙烯和C3+产物及可能未反应的乙烷的产物混合物，
(b)分离并回收乙烯，
(c)使C3+产物和任何未反应的乙烷与芳烃转化催化剂接触，以生产包括含苯的芳族反应产物的产物混合物，和
(d)回收苯和任何其它芳族反应产物。
在另一实施方案中，在步骤(c)中苯可以与甲苯和/或二甲苯以及C9+芳族产物分离，并可回收苯。然后甲苯和/或二甲苯可以加氢脱烷基化以生产附加的苯。
附图说明
图1的流程图描述了混合的乙烷/丙烷/丁烷物流的单程裂化以生产乙烯和其它产物，其中分离其它产物和然后转化成芳烃。
图2的流程图描述了生产乙烯和其它产物，其中分离其它产物和然后转化成芳烃，其中使苯与甲苯和二甲苯分离，而所述甲苯和二甲苯加氢脱烷基化以生产更多的苯。
具体实施方式
本发明涉及由混合的低级烷烃物流生产乙烯和苯(及其它芳烃)的整合工艺流程，所述混合的低级烷烃物流可以含有C2、C3、C4和/或C5烷烃(此处称为“混合的低级烷烃”或“低级烷烃”)，例如由天然气衍生的富含乙烷/丙烷/丁烷的物流，包括废物物流的炼厂或石化物流。可能合适的原料物流的实例包括(但不限于)来自天然气(甲烷)纯化的残余的乙烷和丙烷、在液化天然气场所副产的纯乙烷、丙烷和丁烷物流(也称为天然气液体)、来自于原油开采副产的伴生气体的C2-C5物流、来自蒸汽裂化器的未反应的乙烷“废”物流、和来自石脑油重整器的C1-C3副产物物流。所述低级烷烃原料可故意用相对惰性的气体例如氮气和/或用各种轻质烃和/或用改进催化剂性能所需的低量添加剂稀释。本发明方法的主要所需产物是乙烯、苯、甲苯和二甲苯。
在原料内的烃可以包括乙烷、丙烷、丁烷和/或C5烷烃或它们的任意组合。优选地，在原料内的大部分低级烷烃是乙烷和丙烷。所述原料可以另外含有含3-8个碳原子的其它开链烃作为共同反应物。这种附加的共同反应物的具体实例是丙烯、异丁烷、正丁烯和异丁烯。烃原料优选包含至少约30wt％C2-4烃，优选至少约50wt％。
整合方法可以包括首先在裂化器、优选催化或热裂化器内由这种富含低级烷烃的原料生产乙烯。但裂化器的设计方式使得只作为所需产物回收乙烯，而不分离和回收副产的其它烯烃或二烯烃例如丙烯、丁烯、丁二烯等。此外，简化了裂化器设计，因为不循环未转化的原料，其中包括乙烷、丙烷等。在回收乙烯和甲烷/氢气(作为轻馏分)的产物分离流程之后，将剩余的C2+物流输送到芳构化步骤中，所述芳构化步骤可以是催化烷烃成苯的反应，以产生苯和其它芳烃。按照这一方式，苯单元作为将来自进入到乙烷裂化器的原料中的基本上所有C3+烃以及来自裂化器的大部分未反应的乙烷转化成芳烃的装置，从而明显简化了它的设计。本发明的优点是，通过省去回收丙烯和其它烯烃，使乙烷裂化器联合装置的投资和操作成本明显下降。另外，所述苯工艺还在高转化率的单程方式下操作，不循环未转化的原料，从而对于所述的整个整合工艺流程来说，导致投资和操作成本进一步下降。
可通过热或催化裂化工艺由低级烷烃(乙烷、丙烷和丁烷)生产低级烯烃即乙烯和丙烯。热裂化工艺可通常在过热蒸汽存在下进行，和这是迄今为止最常见的工业实践的工艺。蒸汽裂化是热裂化工艺，其中饱和烃(即乙烷、丙烷、丁烷或它们的混合物)分解成较小的不饱和烃即烯烃和氢气。
在蒸汽裂化中，可用蒸汽稀释气态原料，和然后短暂地在炉内加热(在不存在氧气的情况下)。通常，反应温度可以非常高，为约750-950℃，但反应只能非常短暂地发生。在现代裂化炉内，停留时间可甚至降低到毫秒(从而导致气体速度达到超过音速的速度)，以便改进所需产物的产率。在已经达到裂化温度之后，可快速地骤冷气体以停止在转移管线换热器内的反应。
在反应中产生的产物取决于原料组成、烃与蒸汽之比以及裂化温度及炉内停留时间。通常可在约140-500kPa的低压下操作所述工艺，这取决于总的工艺设计。
所述方法也可导致在反应器壁上缓慢地沉积焦炭即碳的一种形式。这将劣化反应器的效率，因此反应条件的设计应使沉积最小化。尽管如此，在脱焦炭之间蒸汽裂化炉通常每次只能运行数月。脱焦炭要求炉子与所述工艺隔离，和然后蒸汽或蒸汽/空气混合物流在高温下流经炉子盘管。这将硬的固体碳层转化成一氧化碳和二氧化碳。这一反应完成后，炉子可以返回到运行状态。
在许多工业操作中，通过在低温下反复压缩和蒸馏，从所得复杂混合物中分离乙烯和丙烯。在本发明的方法中，只从产物中分离乙烯。
在裂化器联合装置中烯烃生产和纯化的第一阶段是：1)如以上所述在炉子内蒸汽裂化；2)利用骤冷一次和二次热回收；3)在炉子和骤冷体系之间稀释蒸汽循环；4)一次压缩裂化气体(多个压缩阶段)；5)脱除硫化氢和一氧化碳(脱除酸性气体)；6)二次压缩(1或2个阶段)；7)干燥裂化气体；和8)低温处理干燥的裂化气体。
然后在脱甲烷塔内处理冷的裂化气体物流。低温处理来自脱甲烷塔的由氢气和甲烷组成的塔顶物流，以分离氢气和甲烷。这一分离步骤通常包括在约-150℃的温度下的液体甲烷。完全回收所有甲烷对于烯烃装置的经济操作来说是关键的。
在脱乙烷塔内处理来自脱甲烷塔的塔底物流。来自脱乙烷塔的塔顶物流由裂化气体物流内的所有C2组成。然后C2进入C2分割塔内。从所述塔的塔顶采出产物乙烯，并将来自分割塔底部的乙烷循环到炉子内待再次裂化。
来自脱乙烷塔的塔底物流可以进入脱丙烷塔内，但优选在本发明的方法中省去它。来自脱丙烷塔的塔顶物流由裂化气体物流内的所有C3组成。在输送C3到C3分割塔内之前，使这一物流加氢以便使甲基乙炔和丙二烯反应掉。然后将这一物流输送到C3分割塔内。来自C3分割塔的塔顶物流是产物丙烯，和来自C3分割塔的塔底物流是丙烷，所述丙烷可输送回炉子内以供裂化或用作燃料。
来自脱丙烷塔的塔底物流可以进入脱丁烷塔，但优选在本发明的方法中省去它。来自脱丁烷塔的塔顶物流是裂化气体物流内的全部C4。来自脱丁烷塔的塔底物流由裂化气体物流内的全部C5或更重物质组成。这可称为轻质热解汽油。
由于生产乙烯是能量集中的，因此要投入更多的努力从离开炉子的气体中回收热量。可利用从裂化气体中回收的大部分能量制备高压(约8300kPa)的蒸汽。这一蒸汽可反过来用于驱动压缩裂化气体的涡轮和乙烯制冷压缩机。
也可在催化剂存在下完成乙烯制备工艺。优点是使用低得多的温度和可能不存在蒸汽。原则上，可实现对烯烃的较高选择性和可能产生较少的焦炭。尽管在世界规模的装置内尚未工业实施这一工艺，但催化裂化乙烷早就成为感兴趣的领域。裂化高级烃所使用的催化剂的类型包括沸石、粘土、硅铝酸盐和其它。应提及的是，在几个炼厂中针对高分子量烃工业实施了这一方法，所述高分子量烃在称为FCC(流化催化裂化器)的工艺单元内经沸石催化剂裂化。在这些方法中，更常见的是作为副产物生产并回收丙烯而不是乙烯和丙烯二者。
整合方法的第二步包括由来自裂化器的含有混合的未转化的低级烷烃和C3+烯烃的输出物流催化生产苯，在此过程中基本上所有的C3+烃和大部分乙烷一次转化。在一种实施方案中，在这一步骤中的原料内至少90wt％、优选至少95wt％和最优选至少99wt％的丙烷和重质烃转化成芳烃和副产物。可在适合于促进低级烷烃反应成芳烃如苯的催化剂组合物存在下发生反应。反应条件可以包括550-750℃的温度和0.01-0.5MPa的绝对压力。
可使用多种催化剂中的任何一种来促进低级烷烃反应成芳烃。一种这类催化剂描述于US4899006中。其中所述的催化剂组合物包括在其上沉积了镓的硅铝酸盐，和/或其中阳离子已经与镓离子交换了的硅铝酸盐。二氧化硅与氧化铝的摩尔比为至少5∶1。
可在本发明的方法中使用的另一催化剂描述于EP0244162中。这一催化剂包括在前述段落中描述的催化剂及选自铑和铂的第VIII族金属。据说硅铝酸盐优选是MFI或MEL类型的结构，且可以是ZSM-5、ZSM-8、ZSM-11、ZSM-12或ZSM-35。
可在本发明的方法中使用的其它催化剂描述于US7186871和US7186872中。这些专利中第一个描述了通过制备在骨架内含铝和硅的沸石、在沸石上沉积铂并煅烧所述沸石而合成的含铂的ZSM-5结晶沸石。第二个专利描述了在骨架内含镓且基本不含铝的这类催化剂。
可在本发明的方法中使用的附加的催化剂包括在US5227557中所述的那些。这些催化剂含有MFI沸石及至少一种铂族贵金属和选自锡、锗、铅和铟的至少一种附加金属。
在本发明中使用的一种优选催化剂描述于2008年2月18日提交的题为“Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons”的美国临时申请No.61/029481(现为2009年2月16日提交的美国申请No.12/371787)中。所述申请描述了包括下述物质的催化剂：(1)0.005-0.1wt％铂，基于金属计，优选为0.01-0.05wt％，(2)一定量的选自锡、铅和锗的弱化金属，其用量低于铂的用量不超过0.02wt％，优选不大于催化剂的0.2wt％，基于金属计；(3)10-99.9wt％硅铝酸盐，优选为沸石，基于硅铝酸盐计，优选为30-99.9wt％，其优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23或ZSM-35，优选转化成H+型，优选SiO2/Al2O3的摩尔比为20∶1-80∶1；和(4)粘合剂，其优选选自二氧化硅、氧化铝及它们的混合物。
在本发明中使用的另一优选催化剂描述于2008年2月20提交的题为“Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons”的美国临时申请No.61/029939(现为2009年2月18日提交的PCT/US2009/034364)中。所述申请描述了一种包括下述物质的催化剂：(1)0.005-0.1wt％铂，基于金属计，优选为0.01-0.06wt％，最优选为0.01-0.05wt％，(2)用量等于或大于铂的用量但不大于催化剂重量的0.50wt％、优选不大于催化剂重量的0.20wt％、最优选不大于催化剂重量的0.10wt％的铁，基于金属计；(3)10-99.9wt％硅铝酸盐，优选为沸石，基于硅铝酸盐计，优选为30-99.9wt％，其优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23或ZSM-35，优选转化成H+型，优选SiO2/Al2O3的摩尔比为20∶1-80∶1；和(4)粘合剂，其优选选自二氧化硅、氧化铝及它们的混合物。
在本发明中使用的另一优选催化剂描述于2008年2月18提交的题为“Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons”的美国临时申请No.61/029478(现为2009年2月16日提交的美国申请No.12/371803)中。所述申请描述了一种包括下述物质的催化剂：(1)0.005-0.1wt％铂，基于金属计，优选为0.01-0.05wt％，最优选为0.02-0.05wt％，(2)用量等于或大于铂的用量的镓，优选不大于1wt％，最优选不大于0.5wt％，基于金属计；(3)10-99.9wt％硅铝酸盐，优选为沸石，基于硅铝酸盐计，优选为30-99.9wt％，其优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23或ZSM-35，优选转化成H+型，优选SiO2/Al2O3的摩尔比为20∶1-80∶1；和(4)粘合剂，其优选选自二氧化硅、氧化铝及它们的混合物。
加氢脱烷基化反应包括甲苯、二甲苯、乙苯和更高级芳烃与氢气反应，从芳环中除去烷基以生产附加苯及包括甲烷和乙烷的轻馏分，所述轻馏分与苯分离。该步骤明显增加了苯的总产率，因此极为有利。
热和催化加氢脱烷基化工艺二者是本领域已知的。热脱烷基化可如US4806700中所述进行。在所述的热工艺内加氢脱烷基化的操作温度范围在加氢脱烷基化反应器的入口处可以是500-800℃。压力范围可以是2000-7000kPa。可使用基于反应容器可用内部体积计范围为0.5-5.0的液时空速。
由于所述反应的放热性质，因此常常要求在中间冷却或骤冷反应物的两个或更多个阶段中进行反应。因此可串联使用两个或三个或更多个反应容器。可通过间接换热或段间冷却来实现冷却。当在加氢脱烷基化区中使用两个反应容器时，优选第一反应容器基本上不具有任何内部结构，和第二容器含有充足的内部结构以促进反应物活塞流通过一部分容器。
替代地，加氢脱烷基化区可以含有固体催化剂床，例如在US3751503中所述的催化剂。另一可能的催化加氢脱烷基化方法描述于US6635792中，该专利在此作为参考全文引入。这一专利描述了利用含沸石的催化剂进行的加氢脱烷基化工艺，所述催化剂还含有铂和锡或铅。所述工艺优先在范围为250-600℃的温度下、范围为0.5-5.0MPa的压力下、0.5-10h-1的重时空速的液体烃原料速度下和范围为0.5-10的氢气/烃原料的摩尔比下进行。
在图1中的简化方框流程图中给出了本发明概念中的一种实施方案。在图1中，将富含乙烷/丙烷/丁烷的物流2进料到可按照单程方式操作的烯烃裂化器4内。在分离部分6内，只回收乙烯8，和将轻馏分10(主要是甲烷和氢气)与剩余的产物物流12分离，所述剩余的产物物流12由未反应的原料(乙烷/丙烷/丁烷等)和其它副产物如丙烯、丁烯等组成。这一原料物流12接下来被输送到烷烃转化成苯的反应器14内，所述反应器14含有合适的催化剂或催化剂混合物。轻馏分(主要是甲烷和氢气)在管线18内分离。反应器产物物流16含有未反应的乙烷和稀释剂(如果有的话)以及少量C3-C5烃、苯、甲苯、二甲苯和重质芳烃，且对苯的选择性优选大于20％。这一产物物流16流经合适的分离和提取设备(未示出)，以分离芳烃与未反应的乙烷，所述未反应的乙烷可被循环回到乙烷裂化器内。可任选地(但不一定)使用变压吸附或膜工艺从C1(甲烷)物流10和/或18中回收氢气，并将它输送到以下所述的加氢脱烷基化单元中。
对所述方法存在几处变化，其主要目的是由含乙烷和高级烃的单一的混合原料2生产乙烯和芳烃。在一种方案中，如图1所示，只回收所生产的苯。没有加氢脱烷基化单元，和副产的甲苯与二甲苯与C9+芳烃一起回收。在另一方案中，如图2所示，甲苯和二甲苯均选择性转化成苯和甲烷。然后将这一附加的苯加到在主反应中产生的苯内。在另一方案(未示出)中，没有尝试分离苯、甲苯和二甲苯组分，而是将它们的混合物输送到加氢脱烷基化单元中。
在图2所述的实施方案中，在如上所述分离甲烷之后，可将来自轻馏分物流10和/或18的氢气引入到加氢脱烷基化单元中。将芳烃物流16导引到分离单元20内，在其中分离苯与甲苯和二甲苯。苯通过管线22离开分离单元20。甲苯和二甲苯通过管线24离开分离单元20，和被导引到加氢脱烷基化单元26中，在其中将甲苯和二甲苯转化成苯28，然后使苯28与苯物流22组合。C9+芳烃通过管线30离开分离单元20。轻馏分物流31也可离开分离单元20。
实施例
提供以下实施例用于描述本发明，而不是限制本发明的范围。
实施例1
在含有80wt％CBV 2314 ZSM-5粉末(SiO2∶Al2O3的摩尔比为23∶1，获自Zeolyst International)和20wt％氧化铝粘合剂的挤出物样品上，制备Pt和Ga含量低的催化剂A和B。这些催化剂如2008年2月18日提交的题为“Process for the Conversion of Ethane to Aromatic Hydrocarbons”的美国临时申请No.61/029478中所述制备。在空气中在至多650℃下煅烧挤出物样品以除去残余湿气，之后用于催化剂制备中。催化剂A的目标金属负载是0.025wt％Pt和0.09wt％Ga。催化剂B的目标金属负载是0.025wt％Pt和0.15wt％Ga。
通过首先结合适量硝酸四氨合铂和硝酸镓(III)的原料水溶液，用去离子水稀释这一混合物到刚好足以填充挤出物孔隙的体积，和在室温与大气压下用这一溶液浸渍挤出物，从而在25-50g上述ZSM-5/氧化铝挤出物样品上沉积金属。在室温下老化浸渍样品2-3小时，然后在100℃下干燥过夜。
在不粉碎的情况下“原样”测试在ZSM-5/氧化铝挤出物上制备的催化剂。对于每一性能测试来说，将15cc新鲜(事先未测试)的催化剂料装载到Type 316H不锈钢管(内径1.40cm)内，并置于与气体流动系统相连的四区炉内。
在性能测试之前，如下所述在大气压(约0.1MPa绝对压力)下原位预处理催化剂料：
(a)在60L/h下用空气煅烧，在此期间反应器壁温度在12小时内从25℃升高到510℃，在510℃下保持4-8小时，然后在1小时内进一步从510℃升高到630℃，然后在630℃下保持30分钟；
(b)在60L/h、630℃下氮气吹扫20分钟；
(c)在60L/h下用氢气还原30分钟，在此期间反应器壁温度从630℃升高到实际运行所使用的温度。
在上述还原步骤最后，终止氢气流，并在大气压(约0.1MPa绝对压力)、650-700℃反应器壁温度和500-1000GHSV的原料速度(500-1000cc原料/cc催化剂/h)下，将催化剂料暴露于由67.2wt％乙烷和32.8wt％丙烷组成的原料。引入原料3分钟后，通过在线气相色谱对总的反应器出口物流取样以供分析。基于由气相色谱获得的组成数据，根据下式计算起始乙烷、丙烷和总的转化率：
乙烷转化率％＝100×(原料内的乙烷wt％-出口物流内的乙烷wt％)/(原料内的乙烷wt％)
丙烷转化率％＝100×(原料内的丙烷wt％-出口物流内的丙烷wt％)/(原料内的丙烷wt％)
总的乙烷+丙烷转化率＝(原料内的乙烷wt％×乙烷转化率％)+(原料内的丙烷wt％×丙烷转化率％)/100
表1列出了引入原料3分钟后这些反应器总的产物物流取样的在线色谱分析结果。在这些条件下，在所有这些催化剂性能测试中，原料内超过99wt％的丙烷和原料内超过55wt％的乙烷被转化。产物物流含有苯和高级芳烃以及氢气和轻质烃，其中包括一些可以循环的乙烷。
表1
Figure BDA0000050836730000111
实施例2
使用实施例1所述的新鲜(事先未测试)的催化剂料A和B，如实施例1所述进行附加的性能测试，所不同的是原料由32.8wt％乙烷和67.2wt％丙烷组成。表2列出了引入原料3分钟后这些反应器总的产物物流取样的在线气相色谱分析结果。在这些条件下，在所有这些催化剂性能测试中，原料内超过99wt％的丙烷和原料内超过20wt％的乙烷被转化。产物物流含有苯和高级芳烃以及氢气和轻质烃，其中包括一些可以循环的乙烷。
表2
Figure BDA0000050836730000131

Claims (6)

1.生产乙烯和芳烃的整合方法，该方法包括：
(a)将混合的低级烷烃原料引入到烷烃裂化器、优选热或催化裂化器内，以生产包括乙烯和C3+产物及可能未反应的乙烷的产物混合物，
(b)分离并回收乙烯，
(c)使C3+产物和任何未反应的乙烷与芳烃转化催化剂接触，以生产含苯的芳族反应产物，和
(d)回收苯和任何其它芳族反应产物。
2.权利要求1的方法，其中在混合的低级烷烃原料内的大部分低级烷烃由乙烷和丙烷组成。
3.权利要求1或2的方法，其中混合的低级烷烃原料包含至少30wt％C2-4烃，优选至少50wt％。
4.生产乙烯和芳烃的整合方法，该方法包括：
(a)将混合的低级烷烃原料引入到烷烃的热或催化裂化器、优选热或催化裂化器内，以生产包括乙烯和C3+产物及可能未反应的乙烷的产物混合物，
(b)分离并回收乙烯，
(c)使C3+产物和任何未反应的乙烷与芳烃转化催化剂接触，以生产包括苯和甲苯和/或二甲苯及C9+芳族产物的反应混合物，
(d)分离并回收芳族反应产物，
(e)使苯与其它芳族反应产物分离并回收苯，和
(f)使甲苯和/或二甲苯加氢脱烷基化，以生产附加的苯。
5.权利要求4的方法，其中在混合的低级烷烃原料内的大部分低级烷烃由乙烷和丙烷组成。
6.权利要求4或5的方法，其中混合的低级烷烃原料包含至少30wt％C2-4烃，优选至少50wt％。
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