CN111450662A - 一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及干气制乙苯技术领域，尤其涉及一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置。所述净化方法包括：A)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨；所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；B)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离；C)一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离；D)二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨；E)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；F)脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。所述净化方法可有效净化原料干气，经过净化后的原料干气进入烃化反应器，可解决催化剂氨中毒、抑制积碳速率和副反应发生，有利于烃化反应装置长周期运行。

Description

一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置
技术领域
本发明涉及干气制乙苯技术领域，尤其涉及一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置。
背景技术
通常FCC副产干气中含有体积分数为10％～30％的乙烯，利用FCC干气中的乙烯组分与苯反应制乙苯的干气制乙苯技术，实现了低价值FCC干气资源的高附加值利用，大幅提升炼厂的经济效益。
随着石油资源的日益短缺，一些炼厂对劣质原料加工比重逐渐增加，装置操作条件也非常苛刻；同时炼厂为了提升全厂轻烃资源的综合利用价值，会对全厂的轻烃资源进行回收利用，这些都会造成FCC装置副产干气中氨气、炔烃、二烯烃等杂质含量超过干气制乙苯装置的要求。而氨气和炔烃等杂质会使干气制乙苯装置中的酸性的烃化催化剂中毒或加速积碳失活。近些年，一些干气制乙苯装置因为原料干气中含有氨气或炔烃等杂质，使烃化催化剂加速失活，烃化催化剂运行周期小于3个月，远低于设计值。因此，必须对干气进行净化，脱除干气中的氨气、炔烃等杂质以及C3以上重组分，保护烃化催化剂，延长催化剂寿命，降低装置运行成本。
现有干气制乙苯工艺中并无专有的脱氨和脱炔设备。专利CN110283035A公开了一种脱氨的工艺和设备，在原有干气制乙苯工艺中引入吸附脱氨塔，但在实际生产中由于装置干气进料量较大，使脱氨吸附剂使用周期短，并不能很好的保证整个装置的稳定运行，同时吸附剂更换较为频繁；同时该专利中并没有脱炔单元，不能很好的脱除干气中的炔烃和二烯等杂质，并不能很好的解决烃化催化剂的稳定运行问题。
发明内容
有鉴于此，本发明要解决的技术问题在于提供一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置，本发明提供的净化方法可以有效地净化原料干气，有利于烃化反应装置的长周期运行。
本发明提供了一种用于制乙苯的原料干气的净化方法，包括以下步骤：
A)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨；所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；
B)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离；
C)一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离；
D)二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨；
E)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；
F)脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。
优选的，所述水洗塔中干气的进气量为3000～30000Nm3/h；
所述水洗塔中水洗液的进料量为10～100t/h；
所述水洗液选自工业水或酸性水溶液；所述酸性水溶液包括盐酸溶液、硫酸溶液、磷酸溶液、草酸溶液、柠檬酸溶液、乙酸溶液或甲酸溶液。
优选的，所述吸附塔中采用的吸附剂包括无机酸或有机酸负载的成型的活性炭、二氧化硅、氧化铝，成型分子筛和强酸性阳离子交换树脂中的一种或几种；
所述吸附塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。
优选的，所述再次脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa。
优选的，所述脱重的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；
所述丙烯吸收塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。
优选的，所述脱重后的干气经换热后的温度为80～150℃。
优选的，所述加氢脱炔反应的温度为70～150℃，压力为0.7～1.0MPa；
加氢脱炔反应的干气体积空速为1000～25000h-1；
加氢脱炔反应采用的催化剂的活性组分选自Pt、Pd、Ni、Cu、Ag和Au中的一种或两种。
本发明还提供了一种用于制乙苯的原料干气的净化装置，包括：
水洗塔；
气体进口与所述水洗塔的气体出口相连的旋风分离器；
气体进口与所述旋风分离器的气体出口相连的聚结器；
气体进口与所述聚结器的气体出口相连的吸附塔；
气体进口与所述吸附塔的气体出口相连的丙烯吸收塔；
冷气进口与所述丙烯吸收塔的气体出口相连的第一换热器；
气体进口与所述第一换热器的热气出口相连的加氢脱炔反应器。
优选的，所述吸附塔包括第一吸附塔和第二吸附塔；
第一吸附塔和第二吸附塔采用并联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气一部分进入第一吸附塔，另一部分进入第二吸附塔；从所述第一吸附塔的气体出口排出的干气和从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气均进入丙烯吸收塔；
或第一吸附塔和第二吸附塔采用串联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔；从所述的第一吸附塔气体出口排出的精脱氨干气进入第二吸附塔；从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；
或第一吸附塔和第二吸附塔采用两塔单独运行的模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔，从第一吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；第一吸附塔吸附剂床层达到吸附饱和时，进行切换操作，从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第二吸附塔，从第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔。
优选的，还包括跨线管路；
在所述丙烯吸收塔的出气管路上设置有跨线管路的进口；在所述加氢脱炔反应器的出气管路上设置有跨线管路的出口。
本发明提供了一种用于制乙苯的原料干气的净化方法，包括以下步骤：A)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨；所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；B)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离；C)一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离；D)二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨；E)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；F)脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。与现有工艺相比，本发明提供的净化方法可将原料干气中的碳三以上的重组分、氨气、炔烃等杂质组分除去，经过净化后的原料干气进入烃化反应器，可解决催化剂氨中毒、抑制积碳速率和副反应的发生，达到延长烃化催化剂使用周期的目的，进而有利于烃化反应装置的长周期运行。
附图说明
图1为本发明的一个实施例提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例，对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供了一种用于制乙苯的原料干气的净化方法，包括以下步骤：
A)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨；所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；
B)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离；
C)一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离；
D)二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨；
E)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；
F)脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。
本发明先将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨。
本发明中，所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa。在本发明的某些实施例中，初步脱氨的温度为30℃。在某些实施例中，初步脱氨的压力为1.0MPa。
在本发明的某些实施例中，所述水洗塔中干气的进气量为3000～30000Nm3/h。在某些实施例中，所述水洗塔中干气的进气量为15000Nm3/h。
在本发明的某些实施例中，所述水洗塔中水洗液的进料量为10～100t/h。在某些实施例中，所述水洗塔中水洗液的进料量为25t/h。
在本发明的某些实施例中，所述水洗液选自工业水或酸性水溶液；所述酸性水溶液包括盐酸溶液、硫酸溶液、磷酸溶液、草酸溶液、柠檬酸溶液、乙酸溶液或甲酸溶液。本发明对所述酸性水溶液的配制方法并无特殊的限制，可以按照本领域技术人员熟知的溶液的配制方法配制即可，配制中采用的溶剂可以为工业水。在本发明的某些实施例中，所述酸性水溶液的pH值小于3。
初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离。
一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离。
二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨。
在本发明的某些实施例中，所述吸附塔中采用的吸附剂为固体酸催化剂。固体酸催化剂具有一定的酸性中心和形状。固体酸催化剂的形状可以是柱状、条状或片状。在本发明的某些实施例中，所述吸附剂包括无机酸或有机酸负载的成型的活性炭、二氧化硅、氧化铝，成型分子筛和强酸性阳离子交换树脂中的一种或几种，优选成型分子筛或强酸性阳离子交换树脂。在某些实施例中，所述吸附剂为球形13X分子筛，所述球形13X分子筛的粒径为3～5mm。在本发明的某些实施例中，所述吸附剂的装填量为15m3。
在本发明的某些实施例中，所述吸附塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。在某些实施例中，所述吸附塔中，干气的进气量为15000Nm3/h。
在本发明的某些实施例中，所述再次脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa。在某些实施例中，所述再次脱氨的温度为30℃。在某些实施例中，所述再次脱氨的压力为0.95MPa。
再次脱氨完成后，将再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重。
在本发明的某些实施例中，所述脱重的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa。在某些实施例中，所述脱重的温度为30℃。在某些实施例中，所述脱重的压力为0.92MPa。
在本发明的某些实施例中，所述丙烯吸收塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。在某些实施例中，所述丙烯吸收塔中，干气的进气量为15000Nm3/h。
经过脱重，可以脱除干气中碳三及以上重组分。
脱重完成后，脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。
在本发明的某些实施例中，所述脱重后的干气经换热后的温度为70～150℃。在某些实施例中，所述脱重后的干气经换热后的温度为70℃。在本发明的某些实施例中，所述脱重后的干气在第一换热器中进行换热。经过换热后的干气满足加氢脱炔反应器中干气加氢脱炔反应温度的要求。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应的温度为70～150℃，压力为0.7～1.0MPa。在某些实施例中，所述加氢脱炔反应的温度为70℃。在某些实施例中，所述加氢脱炔反应的压力为0.87MPa。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应的干气体积空速为1000～25000h-1。在某些实施例中，所述加氢脱炔反应的干气体积空速为5000h-1。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应采用的催化剂的活性组分选自Pt、Pd、Ni、Cu、Ag和Au中的一种或两种。在本发明的某些实施例中，所述催化剂的载体包括Al2O3、TiO2、SiO2、活性炭或ZrO2。
在本发明的某些实施例中，所述催化剂的装填量为3m3。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应在加氢脱炔反应器中进行。
本发明中，所述加氢脱炔反应器中装填有专有的加氢脱炔催化剂，利用干气中含有的氢气，选择性加氢脱除干气中的炔烃和二烯烃，保留其中的有效组分乙烯，而不需要外引氢气进入反应器。通过脱炔反应器前换热器控制反应器入口温度达到调控反应温度目的。
本发明对上文采用的原料的来源并无特殊的限制，可以为一般市售。
本发明还提供了一种用于制乙苯的原料干气的净化装置，包括：
水洗塔；
气体进口与所述水洗塔的气体出口相连的旋风分离器；
气体进口与所述旋风分离器的气体出口相连的聚结器；
气体进口与所述聚结器的气体出口相连的吸附塔；
气体进口与所述吸附塔的气体出口相连的丙烯吸收塔；
冷气进口与所述丙烯吸收塔的气体出口相连的第一换热器；
气体进口与所述第一换热器的热气出口相连的加氢脱炔反应器。
参见图1。图1为本发明的一个实施例提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置。其中，1为水洗塔，2为旋风分离器，3为聚结器，4为吸附塔，5为丙烯吸收塔，6为第一换热器，7为的加氢脱炔反应器，8为跨线管路，9为第二换热器。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置包括水洗塔1。在本发明的某些实施例中，所述水洗塔的底部设置有原料干气进口和液相出料口，所述水洗塔的顶部设置有气体出口和水洗液进料口。
在本发明的某些实施例中，所述水洗塔为填料塔或塔板塔。
原料干气通过水洗塔的原料干气进口，从塔底进入，与从塔顶水洗液进料口进入的水洗液在塔内填料层或塔板上进行逆流接触，并将干气中的氨气进行吸收，经过净化后的干气经塔顶气体出口流出，反应吸收氨后的富氨水溶液，经塔底液相出料口流出。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括旋风分离器2。所述旋风分离器设置有气体进口、气体出口和液体出口。所述旋风分离器的气体进口与所述水洗塔的气体出口相连。初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离。本发明对所述旋风分离器的结构并无特殊的限制，可以为一般市售。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括聚结器3。所述聚结器设置有设置有气体进口和气体出口。所述聚结器的气体进口与所述旋风分离器的气体出口相连。一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离。本发明对所述聚结器的结构并无特殊的限制，可以为一般市售。
在本发明的某些实施例中，所述聚结器的出气管路上设置有控制阀。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括吸附塔4。所述吸附塔包括气体进口和气体出口。所述吸附塔的气体进口与所述聚结器的气体出口相连。
在本发明的某些实施例中，所述吸附塔包括第一吸附塔4-1和第二吸附塔4-2，如图1所示。
第一吸附塔和第二吸附塔可以采用并联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气一部分进入第一吸附塔，另一部分进入第二吸附塔；从所述第一吸附塔的气体出口排出的干气和从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气均进入丙烯吸收塔。
第一吸附塔和第二吸附塔也可以采用串联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔；从所述的第一吸附塔气体出口排出的精脱氨干气进入第二吸附塔；从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔。
第一吸附塔和第二吸附塔还可以采用两塔单独运行的模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔，从第一吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；第一吸附塔吸附剂床层达到吸附饱和时，进行切换操作，从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第二吸附塔，从第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；第一吸附塔的吸附剂进行再生或者置换新的吸附剂。
在本发明的某些实施例中，所述第一吸附塔和第二吸附塔可为一般市售的填料塔，本发明对其结构并无特殊限制。
在本发明的某些实施例中，所述第一吸附塔中的吸附剂与第二吸附塔中的吸附剂相同。
在本发明的某些实施例中，所述第一吸附塔的进气管路和出气管路上均设置有控制阀。在本发明的某些实施例中，所述第二吸附塔的进气管路和出气管路上均设置有控制阀。控制阀的设置用于控制第一吸附塔和第二吸附塔的切换，保持装置稳定运行。
二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括丙烯吸收塔5。所述丙烯吸收塔设置有气体进口和气体出口。所述丙烯吸收塔的气体进口与所述吸附塔的气体出口相连。再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重。本发明对所述丙烯吸收塔的结构并无特殊的限制，可以为一般市售。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括第一换热器6。所述第一换热器设置有冷气进口和热气出口。所述第一换热器的冷气进口与所述丙烯吸收塔的气体出口相连。脱重后的干气经换热后可以满足加氢脱炔反应器中干气加氢脱炔反应温度的要求。本发明对所述第一换热器的结构并无特殊的限制，可以为一般市售的换热器。
本发明提供的用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括加氢脱炔反应器7。所述加氢脱炔反应器设置有气体进口和气体出口。所述加氢脱炔反应器的气体进口与所述第一换热器的热气出口相连。经过换热后的干气在加氢脱炔反应器中进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。本发明对所述加氢脱炔反应器的结构并无特殊的限制，可以为一般常见的加氢反应器。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应器的进气管路和出气管路上均设置有控制阀，用于控制加氢脱炔反应器的投用和切出。
在本发明的某些实施例中，所述用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括跨线管路8。
在本发明的某些实施例中，在所述丙烯吸收塔的出气管路上设置有跨线管路的进口；在所述加氢脱炔反应器的出气管路上设置有跨线管路的出口。
在本发明的某些实施例中，所述加氢脱炔反应器的出气管路上的控制阀设置在加氢脱炔反应器的气体出口与跨线管路的出口之间的管路上。
在本发明的某些实施例中，所述跨线管路上设置有控制阀。
本发明对上文提及的所有控制阀的结构并无特殊的限制，均可以为一般市售。
在本发明的某些实施例中，所述用于制乙苯的原料干气的净化装置还包括第二换热器9。所述第二换热器设置有冷气进口和热气出口。所述第二换热器的冷气进口与所述加氢脱炔反应器的气体出口相连。本发明对所述第二换热器的结构并无特殊的限制，可以为一般市售的换热器。
从所述加氢脱炔反应器流出的净化干气经过第二换热器换热后，进入烃化反应器与苯进行烷基化反应。
为了进一步说明本发明，下面结合实施例对本发明提供的一种用于制乙苯的原料干气的净化方法及装置进行详细地描述，但不能将它们理解为对本发明保护范围的限定。
实施例1
原料干气的具体组成和含量如表1所示。
表1原料干气的具体组成及含量
Figure BDA0002515092390000091
Figure BDA0002515092390000101
采用图1所示的用于制乙苯的原料干气的净化装置，包括：
水洗塔；
气体进口与所述水洗塔的气体出口相连的旋风分离器；
气体进口与所述旋风分离器的气体出口相连的聚结器；
气体进口与所述聚结器的气体出口相连的第一吸附塔(打开第一吸附塔的进气管路和出气管路上的控制阀，关闭第二吸附塔的进气管路和出气管路上的控制阀，关闭跨线管路上的控制阀)；
气体进口与所述第一吸附塔的气体出口相连的丙烯吸收塔；
冷气进口与所述丙烯吸收塔的气体出口相连的第一换热器；
气体进口与所述第一换热器的热气出口相连的加氢脱炔反应器；
冷气进口与所述加氢脱炔反应器的气体出口相连的第二换热器。
操作方法：
1)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨，得到初步脱氨后的干气；所述初步脱氨的温度为30℃，压力为1.0MPa，干气进气量为15000Nm3/h，工业水的进料量为25t/h；经检测，初步脱氨后的干气的具体参数参见表2；
2)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离，然后，一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离，脱除携带的水分；
3)二次气液分离后的干气在第一吸附塔中进行再次脱氨；第一吸附塔内装填球形13X分子筛(粒径为3～5mm)，球形13X分子筛的装填量为15m3。再次脱氨的具体参数为：温度为30℃，压力为0.95MPa，干气进气量为15000Nm3/h。经检测，再次脱氨后的干气的具体参数参见表2；
4)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；脱重的具体参数包括：温度为30℃，压力为0.92MPa，干气进气量为15000Nm3/h。经检测，脱重后的干气的具体参数参见表2；
5)脱重后的干气在第一换热器中换热后，控制加氢脱炔反应器入口温度为70℃，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气；加氢脱炔反应的具体参数为：温度为70℃，压力为0.87MPa，干气体积空速为5000h-1。经检测，所述净化的干气具体参数参见表2。
加氢脱炔后的净化干气经过第二换热器换热，经过换热后达到所需的温度后，进入烃化反应器进行反应。
表2各单元净化干气的组成变化
Figure BDA0002515092390000111
Figure BDA0002515092390000121
对本发明各单元接入前后，烃化反应催化剂运行周期数据进行比对。未接第一吸附塔和加氢脱炔反应器时，净化干气中氨气含量由初始的200ppm降至20ppm，乙炔含量仍为67ppm，烃化反应催化剂运行周期20天左右；工艺接入第一吸附塔而未接加氢脱炔反应器时，净化干气中氨气含量由初始200ppm降至0ppm，乙炔含量仍为67ppm，烃化反应催化剂运行周期可延长至90天左右；投入本发明所述工艺的各单元后，净化干气中净化干气中氨气含量降至0ppm，乙炔含量降至0ppm，烃化反应催化剂运行周期可延长至200天左右。说明本发明所述的干气制乙苯原料干气净化工艺及装置投用后，烃化反应催化剂活性得到保护，有利于装置的长周期平稳运行。
对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (10)

1.一种用于制乙苯的原料干气的净化方法，包括以下步骤：
A)将原料干气在水洗塔中进行初步脱氨；所述初步脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；
B)初步脱氨后的干气在旋风分离器中进行一次气液分离；
C)一次气液分离后的干气在聚结器中进行二次气液分离；
D)二次气液分离后的干气在吸附塔中进行再次脱氨；
E)再次脱氨后的干气在丙烯吸收塔中进行脱重；
F)脱重后的干气经换热后，进行加氢脱炔反应，得到净化的干气。
2.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述水洗塔中干气的进气量为3000～30000Nm3/h；
所述水洗塔中水洗液的进料量为10～100t/h；
所述水洗液选自工业水或酸性水溶液；所述酸性水溶液包括盐酸溶液、硫酸溶液、磷酸溶液、草酸溶液、柠檬酸溶液、乙酸溶液或甲酸溶液。
3.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述吸附塔中采用的吸附剂包括无机酸或有机酸负载的成型的活性炭、二氧化硅、氧化铝，成型分子筛和强酸性阳离子交换树脂中的一种或几种；
所述吸附塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。
4.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述再次脱氨的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa。
5.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述脱重的温度为0～50℃，压力为0.7～1.0MPa；
所述丙烯吸收塔中，干气的进气量为3000～30000Nm3/h。
6.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述脱重后的干气经换热后的温度为80～150℃。
7.根据权利要求1所述的净化方法，其特征在于，所述加氢脱炔反应的温度为70～150℃，压力为0.7～1.0MPa；
加氢脱炔反应的干气体积空速为1000～25000h-1；
加氢脱炔反应采用的催化剂的活性组分选自Pt、Pd、Ni、Cu、Ag和Au中的一种或两种。
8.一种用于制乙苯的原料干气的净化装置，包括：
水洗塔；
气体进口与所述水洗塔的气体出口相连的旋风分离器；
气体进口与所述旋风分离器的气体出口相连的聚结器；
气体进口与所述聚结器的气体出口相连的吸附塔；
气体进口与所述吸附塔的气体出口相连的丙烯吸收塔；
冷气进口与所述丙烯吸收塔的气体出口相连的第一换热器；
气体进口与所述第一换热器的热气出口相连的加氢脱炔反应器。
9.根据权利要求8所述的净化装置，其特征在于，所述吸附塔包括第一吸附塔和第二吸附塔；
第一吸附塔和第二吸附塔采用并联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气一部分进入第一吸附塔，另一部分进入第二吸附塔；从所述第一吸附塔的气体出口排出的干气和从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气均进入丙烯吸收塔；
或第一吸附塔和第二吸附塔采用串联的运行模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔；从所述的第一吸附塔气体出口排出的精脱氨干气进入第二吸附塔；从所述第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；
或第一吸附塔和第二吸附塔采用两塔单独运行的模式：从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第一吸附塔，从第一吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔；第一吸附塔吸附剂床层达到吸附饱和时，进行切换操作，从所述聚结器的气体出口排出的干气进入第二吸附塔，从第二吸附塔的气体出口排出的干气进入丙烯吸收塔。
10.根据权利要求8所述的净化装置，其特征在于，还包括跨线管路；
在所述丙烯吸收塔的出气管路上设置有跨线管路的进口；在所述加氢脱炔反应器的出气管路上设置有跨线管路的出口。
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