CN1235146A - 一种稀乙烯和/或丙烯制乙苯和/或异丙苯方法 - Google Patents

Abstract

一种以低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法,用来自炼厂的干气为稀乙烯和丙烯原料,不需特殊精制分段进入烃化反应器,在沸石催化剂存在下烯烃和苯进行烃化反应,每一段反应后的流出物经气液分离,排出惰性气体,剩余的液体产物作为下一段烃化反应的原料,再与新的干气进行烃化,因此提高了每段的烯烃的转化率和催化剂的处理能力。烃化产物依次分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯,而多烷基苯进入反烃化反应器再转化为乙苯和/或异丙苯。该方法生成的乙苯和/或异丙苯的总选择性达99%,乙苯中二甲苯的含量在100ppm以下。

Description

一种稀乙烯和/或丙烯制乙苯和/或异丙苯方法

本发明是关于一种以乙烯和丙烯与苯为原料制取乙苯和异丙苯的过程，更具体地说，是关于一种以稀乙烯和/或丙烯与苯为原料在沸石催化剂的存在下制取乙苯和/或异丙苯的方法。

乙苯是一种重要的化工原料，因而自三十年代末以来发展了多种以乙烯和苯为原料制乙苯的工艺方法，但它们绝大部分是采用高浓度的乙烯为原料。

随着石油加工业的发展，大量含有低浓度乙烯的炼厂尾气为制取乙苯提供了新的原料来源。因而陆续出现了不少与之相适应的工艺专利，如USP2,939,890、USP3,691,245、USP3,702,886、USP3,848,012、USP4,107,224、USP4,459,426、GB827,830、GB1,162,481、DE2,756,221、RO51,253等。根据这些工艺所使用的催化剂种类，它们大致可分为液相AlCl₃法、BF₃法及汽相硅铝酸盐沸石法。然而这些现有技术对原料气乙烯中的H₂S、O₂、H₂O、CO₂和丙烯等杂质含量都有严格的要求，需将它们脱除至ppm级方可使用，也就是说在实施这些工艺技术时必须在烃化装置之前外加原料气预精制装置。

USP4,107,224中披露了一种在沸石催化剂存在下以稀释了的乙烯为原料汽相制取乙苯的工艺方法，其反应条件为：250～260℃、0.1～100大气压、进料的重量空速0.1～100时^-1、苯与乙烯摩尔比1～30。所用的沸石具有至少12的硅铝比和1～12的限制指数，例如ZSM-5、-11、-12、-35、-38等。该沸石催化剂装填在串联的反应器床层中。除最后一个床层外，每一床层的流出物中要注入较该流出物温度为低的新鲜反应物料混合物后再进入下一个床层以此达到各反应段之间的冷却。稀释后的乙烯为15～20重％，其稀释剂是基本上由CH₄、C₂H₆或其混合物组成的惰性烃类，为工业应用的方便，稀乙烯可取自来自炼厂装置，如流化催化裂化装置的尾气，但在用作原料之前该尾气需除去酸性气体H₂S、CO₂、以及H₂O和C₂以上的残留烃。处理后所得稀乙烯原料中仅有CH₄、C₂H₆、C₂H₄、H₂、N₂和CO。

本发明者们早期曾公开了一种含有低浓度乙烯的炼厂催化裂化干气为原料，不需预先精制而直接与苯反应制取乙苯的工艺(CN90109803.5)。所用的稀乙烯原料只需不含游离水、H₂S含量＜6000mg/M³、C₃ ⁼和C₄ ⁼＜2体％即可。其反应条件为：300～450℃、0.4～2.5MPa大气压、乙烯重量空速0.4～2.5时^-1、苯与乙烯摩尔比3～12。所用的催化剂是以30～70％的硅铝比为40～100的pentasil型沸石为基本活性组分，辅以70～30％的Al₂O₃载体构成的，其中含0.3～6％的混合稀土或0.2～3％的La以及0.05～0.2％的S。该沸石催化剂装填在多段反应器床层中，稀乙烯原料分段注入反应器以控制反应温升。流程中烃化反应与反烃化反应在同一反应器中进行。该工艺方法可使乙烯转化率达95％以上，乙烯生成乙苯的选择性99％以上。

本发明者们在CN1154957A中公开了一种含低浓度乙烯的炼厂催化裂解干气为原料，直接与苯反应制取乙苯的改进的方法，其中所用的稀乙烯原料与上述技术相同，应不含游离水、H₂S含量＜6000mg/M³、C₃ ⁼和C₄ ⁼＜2体积％、CO₂≤体积％，不需预先精制直接分段进入多段、冷激、气相、分级烃化反应器与苯反应，在290～450℃、0.4～3.0MPa、苯与乙烯分子比2～15、C₂ ⁼重量空速0.1～2.5时^-1的条件下与含稀土并具有ZSM-5/ZSM-11共结晶结构的沸石催化剂接触，反应后的流出物在一稳定吸收塔内气液分离，回收芳烃后，依次分离出苯、甲苯和乙苯，而多乙基苯和丙苯进入至少一段的固定床反烃化反应器，在380～450℃、0.1～1.2MPa、苯与反烃化物体积比1～10、重量空速4～40时^-1、反烃化物循环比1～10的条件下与含有稀土并具有ZSM-5/ZSM-11共结晶结构的沸石催化剂接触，而转化为乙苯，该专利技术可使乙烯转化率达99.0％以上，得到纯度≥99.6重％的乙苯，其中二甲苯的含量为2000ppm左右。但这些技术只能用于含低浓度丙烯的转化，当原料气中C₃ ⁼以上的浓度较高时，二甲苯的含量变大。因此上述技术还不能直接适应含丙烯高的炼厂催化裂解干气为原料。

本发明者们在CN97116471.1中披露了一种稀乙烯和丙烯与苯反应制取乙苯和丙苯的工艺方法，以低浓度的炼厂催化裂化和催化裂解装置的干气为原料，不需预先精制而直接与苯反应制乙苯和丙苯，所用的稀乙烯和丙烯原料只要其中不含游离水、H₂S含量＜6000mg/M³、CO₂≤体积％，该干气原料与苯直接分段进入多段、冷激、气相、分级烃化反应器，在反应温度300-450℃、压力0.4-2.0MPa，苯与C₂ ⁼和C₃ ⁼的摩尔比为3-15,C₂ ⁼和C₃ ⁼的重量空速0.3-2.0时^-1的条件下，与含有稀土并且有ZSM-5/ZSM-11共结晶沸石催化剂接触反应后的流出物在一稳定吸收塔内气液分离，回收芳烃后，液体依次分离出苯、甲苯、乙苯和丙苯。烃化反应过程得到的多烷基苯进入至少一段的固定床反烃化反应器，在反应温度150-350℃、压力1.5-7.0MPa、苯与反烃化物摩尔比1-20、苯的重量空速2-25时^-1的条件下，再转化为乙苯和丙苯，该整套技术可使稀乙烯和丙烯的转化率分别不低于99％和95％，生成乙苯的总选择性达99％，乙苯中二甲苯的含量在1000ppm以下。

本发明者们在CN98113983.3公开了稀乙烯和丙烯与苯反应制取乙苯和异丙苯的过程，是将原料气在沸石催化剂存在下与苯反应制取乙苯和异丙苯的工艺，包括原料干气和苯进入反应器进行烃化反应，反应后的流出物经气液分离、尾气回收芳烃后，液体依次分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，多烷基苯再进行反烃化反应，转化为乙苯和异丙苯，其内容如下：(1)用含有低浓度乙烯和丙烯的炼厂催化裂化或催化裂解或热裂解干气为原料，该干气与苯直接分段进入多段、冷激、分级烃化反应器，在90-410℃、0.3-8.0MPa、苯与乙烯和丙烯的摩尔比2-20、C₂ ⁼和C₃ ⁼的重量空速0.01-1.0时^-1的条件下，与沸石催化剂接触，反应后的流出物经气液分离和吸收芳烃，液体依次分离出苯、乙苯和异丙苯，以及多烷基苯和重组分；(2)烃化反应过程中得到的多烷基苯进入至少一段的固定床反烃化反应器，在120-380℃、1.5-10MPa、苯与反烃化物摩尔比1-40、苯重量空速1-40时^-1的条件下与沸石催化剂接触，再转化为乙苯和异丙苯：(3)用烃化反应器流出物的液体产物和/或尾气吸收塔底液体流出物，注入烃化反应器的各段催化剂之间吸收烃化反应产生的热量，维持烃化在最佳的温度条件下进行。该过程可使乙烯和丙烯的转化率不低于99％，生成乙苯和异丙苯的选择性达99％，乙苯中的二甲苯含量在100ppm以下。但在该过程中，稀乙烯和/或丙烯与苯烃化受到了原料气中惰性气体稀释效应的严重影响，沿着催化剂床层烃化反应的进行，惰性气体中的乙烯和丙烯的浓度越来越低，导致烷基化反应的推动力逐渐变小，反应速度下降，限制了乙烯和丙烯的进料空速的提高，降低了单位催化剂的处理能力和装置的经济效益。

本发明的目的就是在上述现有技术的基础上提供一种以低浓度乙烯和丙烯为原料制取乙苯和异丙苯的新方法，既可以使乙烯和丙烯生成乙苯和异丙苯的选择性达99％，乙苯产品中的二甲苯含量降至100ppm以下，同时又可提高烃化过程的效率。

本发明的其它目的可以从下面包括实例在内的说明书中得知。

本发明提供了稀乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的工艺，包括原料干气和苯进入反应器进行烃化反应，反应后的流出物经气液分离，尾气回收芳烃，液体依次分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，多烷基苯再进行反烃化反应，转化为乙苯和/或异丙苯。其特征在于：(1)用含有低浓度的乙烯和/或丙烯的炼厂催化裂化或催化裂解或热裂解干气为原料，该干气不需特殊精制，直接分段进入多段串联烃化反应器，苯为一股或多股通道加入，最好为一股通道加入，烃化反应器分为n个反应段，其中至少要有两个反应段，在1至n段之间设有n-1个独立的气液分离器，第一段反应器流出物进入第一个气液分离器，从顶部排出惰性气体，底部液体被当作第二反应段的原料，在第二反应段入口与新的原料气混合再进行烷基化，其它各段情况依次类推。因此克服了上一段反应后剩余惰性气体对下一段原料烯烃的稀释作用，相对地提高了每段中烯烃的浓度，加快了烷基化反应速度，有利于提高烯烃转化率和催化剂的处理能力。烃化反应在80-425℃、0.3-10.0MPa、总的苯与C₂ ⁼-C₃ ⁼的摩尔比3-25、总的C₂ ⁼和C₃ ⁼的重量空速为0.01-1.5时的条件下，与沸石催化剂接触，反应后的流出物经气液分离和尾气被吸收芳烃，液体部分依次分离出苯、乙苯、异丙苯、多烷基芳烃和重组分。(2)烃化反应过程得到的多烷基芳烃进入至少有一段的固定床反烃化反应器，在120-380℃、1.5-10MPa、苯与反烃化物摩尔比1-40、苯的重量空速1-40时^-1的条件下，与沸石催化剂接触，再转化为乙苯和/或异丙苯。(3)用常温的原料干气注入烃化反应器的每一段入口，可以吸收前一段烃化反应放出的热量，维持烃化在正常温度下进行。具体的说明如下：

(1)反应原料：烃化反应以苯、稀乙烯和/或丙烯为反应原料。

原料苯是由两部分组成，一部分是新鲜苯，另一部分是反应后的流出物中分离出的循环苯。

原料稀乙烯和丙烯是来自炼厂装置的含有低浓度的乙烯和/或丙烯的干气，无需特殊精制，只要其中不含游离水、H₂S含量＜6000mg/M³、CO₂≤4体积％即可。

反烃化反应所用的原料苯与烃化反应中的相同，反烃化物则是由烃化反应流出物分离出的多烷基苯和丁苯等。

(2)催化剂：烃化和反烃化反应使用的催化剂可以为一般的硅铝和硅磷铝沸石，优选Md沸石、β沸石、Y型沸石和MCM-22沸石，采用常规的处理方法进行脱铝，以调节沸石的酸强度，例如用无机酸(如盐酸)、有机酸(如醋酸)在室温至沸腾条件下处理0.5-10小时，或者用高温焙烧(500-750℃)2-10小时，或者用水蒸气(10-100％)在300-600℃下处理1-8小时等，得到的改性脱铝Md、β、Y和MCM-22沸石，加多孔材料Al₂O₃粘结成型，即可用作烃化和反烃化的催化剂。

(3)工艺操作参数

烃化反应的工艺操作参数为：反应温度80-415℃；反应压力0.2-10.0MPa；苯与C₂ ⁼和C₃ ⁼的摩尔比为2-25；C₂ ⁼和C₃ ⁼的重量空速为0.01-1.5时^-1。

反烃化反应的工艺操作参数为：反应温度100-380℃；反应压力1.0-10MPa；苯与反烃化物摩尔比为1-40；苯重量空速1-40时^-1。

下面结合附图说明本发明提供的工艺流程。

附图是本发明提供的工艺流程示意图。图中符号说明如下：1．烃化反应器，其中a-d分别为四个反应段；2．气液分离器；3．吸收塔；4．苯蒸出塔；5．乙苯蒸出塔；6．异丙苯蒸出塔；7．多烷基苯蒸出塔；8．反烃化反应器；9-24均为管线。

烃化反应器(1)为多段、串联反应器。该反应器可分为若干段，其中至少要有两个反应段，图中所示为四个反应段a-d。新鲜苯与来自苯蒸出塔(4)顶的循环苯混合加热以后，由管线(9)从底部加入a段烃化反应器，而来自催化裂化或催化裂解或热裂解装置的干气作为稀乙烯和丙烯原料，不经精制，经管线(10)，直接进入烃化反应器的a段至d段，以a段为例，进入a段底部的干气与过热苯混合被加热到反应温度，在催化剂作用下与苯进行烃化生成乙苯、二乙基苯、异丙苯和二异丙基苯等。由于烃化反应放热，反应后物料在a段出口处的温度比入口温度高10-30℃，该热物料经管线(11)进入气液分离器(2)的A段，在A段顶部将反应后剩余惰性气体分出，经管线(18)进入吸收塔(3)，在A段底部液体经管线(12)进入b段底部，与进入b段的冷干气混合，混合后的物料达到正常反应温度，在b段催化剂作用下再进行烃化反应，其余各段的情况依此类推。最后烃化反应段d的流出物经管线(17)进入吸收塔(3)。

在分离器(2)内设有三个独立分离器A-C，将烃化反应器(1)的a-c段的流出物进行气液分离，气体由管线(18)进入吸收塔(3),A-C塔底流出物由管线(12)、(14)和(16)分别注入烃化反应器(1)的b-d段底部，作烃化用的原料。

在吸收塔内，将顶部出去的气体中夹带的芳烃等蒸汽物，被由管线(19)进入该塔的吸收剂逆向接触吸收，吸收塔底液体经管线(20)进入苯蒸出塔(4)。所用的吸收剂是苯蒸出塔的塔底流出物或是乙苯蒸出塔(5)或丙苯蒸出塔(6)的塔底流出物。吸收塔的尾气或作燃料用，或进入瓦斯管网。

在苯蒸出塔内，塔底的流出物的一部分可由管线(19)进入吸收塔(3)用作吸收剂。另一部分则由管线(21)进入乙苯蒸出塔(5)。从塔顶分出的循环苯一部分与新鲜的苯混合后由管线(9)进入烃化反应器作为烃化反应的原料，另一部分则由管线(22)进反烃化反应器(8)作为反烃化反应的原料。

在乙苯蒸出塔内，产物乙苯由塔顶分出。其塔底的流出物一部分可由管线(19)进入吸收塔(3)用作吸收剂，另一部分则由管线(23)进入异丙苯蒸出塔(6)。在异丙苯蒸出塔内，异丙苯由塔顶分出，其塔底的流出物由管线(24)进入多烷基苯蒸出塔(7)。

在多烷基苯蒸出塔内，由塔顶分出的多烷基苯和丁苯与来自管线(22)的原料苯一起进入反烃化反应器(8)，由塔底分出的残液可用作催化裂化原料或柴油组分。

在固定床反烃化反应器内，来自管线(22)的原料苯和来自多烷基苯蒸出塔的多烷基苯、丁苯在沸石催化剂的存在下进行反烃化反应，反应后的流出物经管线(20)返回苯蒸出塔(4)进行分离，从而完成整个工艺流程。

下面将通过实例对本发明提供的方法予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。

实例1

FCC干气不经精制分为四等份进入装有100克THB-305B催化剂(抚顺石油三厂产)的反应装置上进行烃化反应，一至四段各装25克催化剂，苯从第一段底部加入，各段之间只分离出剩余气体，液体作为下一段进料。该干气组成如下(体积％)：CH₄30.0、C₂H₄24.5、C₂H₆15.4、C₃H₆5.4、C₃H₈2.5、H₂9.2、N₂7.5、CO1.1、CO₂3.9、O₂0.5、H₂S2800mg/M³、H₂O1000ppm。在控制各段的反应入口温度165℃，压力1.0MPa、一至四段总的苯与C₂ ⁼和C₃ ⁼的摩尔比10.0、总的液体重量空速3.0时^-1的烃化反应条件下，一至四段各段的C₂ ⁼转化率分别为99.0％、98.6％、98.1％和97.5％，各段的C₃ ⁼转化率分别为99.0％、98.6％、98.4％和98.0％。通过第四段后的烃化液中生成乙苯和异丙苯的选择性分别为91.0％和91.5％。烃化产物由分离回收系统分离出苯、乙苯、异丙苯、多烷基苯和重组分等几个馏分，其中乙苯和异丙苯为产品，苯作为烃化和反烃化反应的原料循环使用，多烷基苯作为反烃化反应的进料。反烃化反应在100毫升的小型反应装置上进行，装入TRA-205A沸石催化剂(抚顺石油三厂产)，在反应温度240℃、压力3.5MPa、苯与多烷基苯的摩尔比6、苯的重量空速4.5时^-1的条件下，一次通过时的二乙基苯转化率为71％、二异丙基苯的转化率82％。反烃化产物经分离系统分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，苯作为循环苯使用，乙苯和异丙苯作为产品，多烷基苯再返回作为反烃化的原料，依据烃化和反烃化的物料平衡数据，将烃化和反烃化所生成的产品混合，测定乙苯的纯度为99.8％，其中二甲苯含量为30ppm；异丙苯的纯度99.6％。上述整个系统中生成乙苯和异丙苯的总选择性为99％。

实例2

FCC干气不经精制分为四等份进入装有100克THB-305C催化剂(抚顺石油三厂产)的反应装置上进行烃化反应，一至四段各装25克催化剂，苯从第一段底部加入，各段之间只分离出剩余气体，液体作为下一段进料。该干气主要组成如下(体积％)：C₂H₄12.5、C₃H₆2.5、CO₂3.6、H₂S2000mg/M³、H₂O900ppm。在控制各段的反应入口温度180℃，压力2.0MPa、一至四段总的苯与C₂ ⁼和C₃ ⁼的摩尔比8.0、总的液体重量空速4.8时^-1的烃化反应条件下，一至四段各段的C₂ ⁼转化率分别为98.5％、98.0％、97.8％和97.6％，各段的C₃ ⁼转化率分别为99.0％、98.7％、98.5％和98.2％。通过第四段后的烃化液中生成乙苯和异丙苯的选择性分别为88.6％和92.0％。烃化产物经分离回收系统分离出苯、乙苯、异丙苯、多烷基苯和重组分等几个馏分，其中乙苯和异丙苯为产品，苯作为烃化和反烃化反应的原料循环使用，多烷基苯作为反烃化反应的进料。反烃化反应在100毫升的小型反应装置上进行，装入TRA-205A沸石催化剂(抚顺石油三厂产)，在反应温度255℃、压力4.0MPa、苯与多烷基苯的摩尔比7、苯的重量空速6.0时^-1的条件下，一次通过时的二乙基苯转化率和二异丙基苯的转化率分别为70％和83％。反烃化产物经由分离系统分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，苯作为循环苯使用，乙苯和异丙苯作为产品，多烷基苯再返回作为反烃化的原料，依据烃化和反烃化的物料平衡数据，将烃化和反烃化所生成的产品混合，测定乙苯的纯度为99.8％，其中二甲苯含量为45ppm；异丙苯的纯度99.7％。上述整个系统中生成乙苯和异丙苯的总选择性为99％。

实例3

FCC干气不经精制分为四等份进入装有100克THB-305A催化剂(抚顺石油三厂产)的反应装置上进行烃化反应，一至四段各装25克催化剂，苯从第一段底部加入，各段之间只分离出剩余气体，液体作为下一段进料。该干气主要组成如下(体积％)：C₂H₄17.0、C₃H₆4.0、CO₂3.4、H₂S2500mg/M³、H₂O1050ppm。在控制各段的反应入口温度220℃，压力3.5MPa、一至四段总的苯与C₂ ⁼和C₃ ⁼的摩尔比6.0、总液体重量空速8.5时^-1的烃化反应条件下，一至四段各段的C₂ ⁼转化率分别为97.5％、97.0％、96.8％和96.5％，各段的C₃ ⁼转化率分别为99.0％、98.6％、98.4％和98.0％。通过第四段后的烃化液中时的生成乙苯和丙苯的选择性分别为90.0％和93.0％。烃化产物经分离回收系统分离出苯、乙苯、异丙苯、多烷基苯和重组分等几个馏分，其中乙苯和异丙苯为产品，苯作为烃化和反烃化反应的原料循环使用，多烷基苯作为反烃化反应的进料。反烃化反应在100毫升的小型反应装置上进行，装入TRA-205A沸石催化剂(抚顺石油三厂产)，在反应温度260℃、压力3.0MPa、苯与多烷基苯的摩尔比5.0、苯的重量空速4.0时^-1的条件下，一次通过时的二乙基苯转化率和二异丙基苯的转化率分别为72％为85％。反烃化产物经由分离系统分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，苯作为循环苯使用，乙苯和异丙苯作为产品，多烷基苯再返回作为反烃化的原料，依据烃化和反烃化的物料平衡数据，将烃化和反烃化所生成的产品混合，测定乙苯的纯度为99.8％，其中二甲苯含量为40ppm；异丙苯的纯度99.7％。上述整个系统中生成乙苯和异丙苯的总选择性为99％。

由上述实施例的结果可以看出，本发明提供的以稀乙烯和丙烯与苯为原料制取乙苯和/或异丙苯的过程具有如下特点：

1．可以采用低浓度的乙烯和/或丙烯为原料，无需特殊精制；

2．烃化反应器采用了分段排出惰性气体的串联反应器，有利于干气中烯烃的转化，和延长催化剂单程操作周期；

3．烃化反应各段催化剂之间，采用冷干气物料直接换热，可有效地控制反应温升，使各段反应床层温度分布均匀。

4．采用了乙苯蒸出塔和异丙苯蒸出塔，将反应中生成的乙苯和/或异丙苯作为产品分离出系统，该方法可适用不同浓度的乙烯和/或丙烯原料气

5．采用了较温和的烃化和反烃化反应条件，提高了该过程乙苯和异丙苯的选择性，减少了副产物甲苯和二甲苯的生成，进一步提高了乙苯和异丙苯产品的纯度，尤其是乙苯中二甲苯的含量可降至100ppm以内。

Claims (7)

1．一种低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，是在沸石催化剂存在下原料气中烯烃和苯进行烃化反应，反应后的流出物经气液分离、尾气被回收芳烃，液体依次分离出苯、乙苯、异丙苯和多烷基苯，多烷基苯再进行反烃化反应，转化为乙苯和异丙苯，其特征在于：

(1)用含有低浓度乙烯和/或丙烯的干气为原料；

(2)烃化反应采用多段串联固定床反应器，该反应器可分为n个反应段，

   n=2-10，含烯烃的原料气分n段进入，苯从第一段加入，对应1至n-1

   段设有1至n-1个气液分离器，第一个反应段流出物经第一个气液分

   离器分去惰性气体，剩余的液体产物作为第二个反应段的进料，在第

   二反应段中再与新的原料气进行烃化反应，其余各段依此类推；低浓

   度乙烯和/或丙烯在80-415℃、0.3-10.0Mpa、总的苯与乙烯和丙烯的

   摩尔比例2-25、C⁼ ₂和C⁼ ₃的重量空速0.01-1.5时^-1的条件下，与沸石催

   化剂接触转化为乙苯和/或异丙苯：

(3)反应过程中得到的多烷基苯进入至少一段的固定床反烃化反应器，

   在100-380℃、1.0-10Mpa、苯与反烃化物摩尔比1-40、苯重量空速1-

   40时^-1的条件下，与沸石催化剂接触转化为乙苯和/或异丙苯；

(4)烃化反应的流出物经气液分离后，尾气中夹带的芳烃等物在具有吸

   收功能的塔中进行回收。

2．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：所用原料干气不含游离水、H₂S含量＜6000mg/m³、CO₂≤4体积％。

3．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：烃化反应条件为反应温度100-300℃、反应压力0.4-4.5Mpa、苯与C⁼ ₂和C⁼ ₂摩尔比3-15、C⁼ ₂和C⁼ ₃重量空速0.05-1.0时^-1。

4．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：反烃化反应的条件为反应温度150-350℃、反应压力1.5-7.0Mpa、苯与反烃化物摩尔比1-20、苯重量空速2-25时^-1。

5．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：用于尾气回收芳烃的吸收剂是苯蒸出塔底流出物，或乙苯蒸出塔底或异丙苯蒸出塔底的流出物。

6．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：在乙苯蒸出塔内从苯蒸出塔底的流出物中分离出乙苯，在异丙苯蒸出塔内从乙苯蒸出塔底的流出物中分离出异丙苯。

7．按照权利要求1所述的低浓度乙烯和/或丙烯与苯反应制取乙苯和/或异丙苯的方法，其特征在于：n=3-6。

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