CN104557437A

CN104557437A - 生产异丙苯的方法

Info

Publication number: CN104557437A
Application number: CN201310512503.2A
Authority: CN
Inventors: 高焕新; 周斌; 魏一伦; 姚晖; 顾瑞芳; 方华; 季树芳
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2013-10-28
Filing date: 2013-10-28
Publication date: 2015-04-29
Anticipated expiration: 2033-10-28
Also published as: CN104557437B

Abstract

本发明涉及一种生产异丙苯的方法，主要解决现有技术存在丙烯转化率低，异丙苯产品中正丙苯含量高，装置生产效率低下的问题。本发明通过采用设置至少两个反应区，通过两个反应区的切换操作和工艺组合的技术方案较好地解决了该问题，可用于苯和丙烯生产异丙苯的工业生产中。

Description

生产异丙苯的方法

技术领域

本发明涉及一种生产异丙苯的方法。

背景技术

异丙苯是一种重要的有机化工原料，是生产苯酚、丙酮和α-甲基苯乙烯的主要中间化合物。在工业上异丙苯是通过丙烯和苯在的烷基化反应制备的，其副产物主要为多异丙苯。早在1945年UOP就公布了在酸性催化剂存在下，以丙烯和苯反应制备异丙苯的方法（SPA法）（USP2382318），SPA法以固体磷酸为烷基化催化剂，由于固体磷酸不能够催化烷基转移反应，所以在工艺流程中没有烷基转移部分。因此，SPA法只能在高的苯烯摩尔比（5～7）条件下运行，而且其异丙苯的收率仅为95％左右。上世纪八十年代，Monsanto公司开发以AlCl₃为烷基化催化剂的异丙苯生产工艺，并实现工业应用。由于AlCl₃同样不能催化烷基转移反应，因此，以AlCl₃法生产异丙苯在异丙苯的收率方面仍然较低，同时也存在严重的污染问题和装置腐蚀问题。

在上世纪九十年代，Dow、CD Tech、 Mobil-Badger、Enichem和UOP等（US4992606、US5362697、US5453554、US5522984、US5672799、US6162416、US6051521）公司相继公布了以微孔沸石为催化剂，具有烷基转移能力的固定床工艺流程。在现有技术中，苯和丙烯首先在烃化反应器中进行烷基化反应，烷基化反应生成的多取代异丙苯经过精馏***分离后，多取代异丙苯再和苯混合后进入一个单床层的烷基转移反应区进行烷基转移反应。

在现有公开的异丙苯技术中，苯和丙烯的烷基化都是采用单个、多段层式固定床反应器，丙烯分段进料模式和反应液外循环技术，其目的在于：1、降低反应器中的丙烯含量，以降低催化剂失活速率；2、通过降低催化剂床层的温度，减少杂质正丙苯的生成，以提高产品质量。实际上，避免催化剂的失活、降低杂质正丙苯含量是异丙苯技术领域最重要的研究方向。最近，文献US6835862B1 公开了通过工艺优化，采用较高的反应液外循环量可以降低催化剂的失活速率。文献US7790939B2也公开了通过在烷基化反应器之前增加预反应器，以提高主反应器催化剂抗杂质的能力。然而，采用单个反应器和常规的多段外循环异丙苯工艺技术，很难解决催化剂发生即使比较轻微的失活，也会造成丙烯转化率的显著降低，以及当催化剂发生严重失活，就必须停车更换催化剂，导致生产效率低下的问题。此外，现有技术也很难较大幅度地通过调节反应温度来提升反应性能。因为降低反应温度，势必会降低催化剂的活性，从而使丙烯的转化率降低；但是提高温度会导致丙烯汽化造成催化剂失活。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术存在丙烯转化率低，异丙苯产品中正丙苯含量高，以及因更换催化剂而导致装置生产效率低下的问题，提供一种新的生产异丙苯的方法。该方法具有丙烯转化率高，产品异丙苯中正丙苯含量低，装置操作稳定、效率高的特点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种生产异丙苯的方法，包括以下步骤：

a）提供至少包括第一反应区和第二反应区的装置；

b）打开阀门(6)、(7)、(28)、(29)、(30)、(31)和(32)，使第一股苯物流和第一股丙烯物流进入第一反应区，与催化剂接触，生成第一股异丙苯物流；第一股异丙苯物流分为两部分，一部分循环回第一反应区，另一部分进入第二反应区；进入第二反应区的物流与催化剂接触，生成含异丙苯的产物流；其中，阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(25)、(26)和(27)处于切断状态或仅允许较小物流通过；

c）第一反应区催化剂活性降低或失活后，打开阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(25)、(26)和(27)，使第二股苯物流和第二股丙烯物流进入第二反应区，与催化剂接触，生成第二股异丙苯物流；第二股异丙苯物流分为两部分，一部分循环回第二反应区，另一部分进入第一反应区；进入第一反应区的物流与催化剂接触，生成含异丙苯的产物流；其中，阀门(6)、(7)、(28)、(29)、(30)、(31)和(32)处于切断状态或仅允许较小物流通过；

d）第二反应区催化剂活性降低或失活后，重复步骤b）和c）。

上述技术方案中，优选地，所述第一反应区和第二反应区都是至少一段的反应器，或者是由至少两个单段反应器串联而成的反应区，或者是至少一个单段反应器和至少一个至少两段的反应器串联而成的反应区。

上述技术方案中，优选地，步骤b）中，所述第一反应区的操作条件为：第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为1～10，第一股丙烯物流重量空速为0.2~10小时^-1，循环比为2~50，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa。更优选地，第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为1.5～4，第一股丙烯物流重量空速为0.3 ~ 5小时^-1，循环比为3~25，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。最优选地，反应温度为100～160℃，第一股丙烯物流重量空速为0.4~3.0小时^-1。

上述技术方案中，优选地，步骤b）中，所述第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为0～10，第二股丙烯物流重量空速为0~2小时^-1，循环比为0~10，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa。更优选地，第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为0～5，第二股丙烯物流重量空速为0~1.5小时^-1，循环比为0~5，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。最优选地，反应温度为100～160℃，第二股丙烯物流重量空速为0~1.0小时^-1。

上述技术方案中，优选地，步骤b）中，第一反应区的循环比大于第二反应区的循环比。

上述技术方案中，优选地，步骤c）中，所述第一反应区的操作条件为：第一股苯物流与第一股苯丙烯物流的摩尔比为0～10，第一股丙烯物流重量空速为0~2小时^-1，循环比为0~10，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa。更优选地，第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为0～5，第一股丙烯物流重量空速为0~1.5小时^-1，循环比为0~5，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。最优选地，反应温度为100～160℃，第一股丙烯物流重量空速为0~1.0小时^-1。

上述技术方案中，优选地，步骤c）中，第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为1～10，第二股丙烯物流重量空速为0.2~10小时^-1，循环比为2~50，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa。更优选地，第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为1.5～4，第二股丙烯物流重量空速为0.3 ~ 5小时^-1，循环比为3~25，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。最优选地，反应温度为100～160℃，第二股丙烯物流重量空速为0.4~3.0小时^-1。

上述技术方案中，优选地，步骤c）中，第二反应区的循环比大于第一反应区的循环比。

上述技术方案中，优选地，所述催化剂选自Beta沸石、丝光沸石或具有MWW层状结构的沸石。

上述技术方案中，优选地，丙烯分段进入反应区。

上述技术方案中，优选地，苯从反应区的顶部进入。

上述技术方案中，优选地，循环回反应区的物流从反应区的顶部进入。

本发明方法中，所述压力是指表压。所述循环比是指循环回反应区的物流与反应区流出物流的重量比。

本发明方法中使用的催化剂选自Beta沸石、丝光沸石或具有MWW层状结构的沸石。其中，所述具有MWW层状结构的沸石可以选自MCM-22、MCM-56、MCM-49，以及按照文献CN200410066636.2和CN200610029979.0公开的具有MWW结构的沸石。

为降低产品中正丙苯含量，通常采用降低反应器操作温度和高的外循环比的手段，低温和高循环比势必会导致丙烯的转化率降低。为克服这一矛盾，本发明方法设置了主、次两个反应区，主反应区在较高的外循环比条件下运行，次反应区在较低的循环比或几乎没有外循环物料存在的条件下运行。丙烯在第一反应区几乎完全反应，第一反应区（主反应区）流出物流进入几乎没有循环物流的第二个反应区（次反应区）继续反应，这实质上延长了停留时间，使在第一反应器未反应的少量丙烯继续反应，从而保证了丙烯的高转化率。同时，反应开始时，第一反应区为主反应区，第二反应区为次反应区，当第一反应区的催化剂活性降低或失活后，通过阀门切换，此时第一反应区成了次反应区，而第二反应区成为主反应区，实现了装置的平稳生产。本发明通过采用至少两个反应器的组合，实现了通过较大幅度的调节温度，降低杂质正丙苯含量、提高丙烯转化率，实现了反应器的切换操作和工艺组合，提高装置操作稳定性。在现有技术中烷基化的反应温度通常在150℃左右，反应温度的上下调整范围在10℃以内，甚至小于5℃。温度的变化会严重影响丙烯的转化率和杂质正丙苯的含量。本发明中，通过采用主、次反应区的方案，主次反应区的温度可以独立变化，同时单个反应区、尤其主反应器的温度可以根据需要在90～180℃范围内进行调整，而能够保证丙烯的完全转化和低的杂质含量。同时，根据反应器催化剂的运行情况，可以实现一个反应器的切换运行、甚至在线再生：甚至只有一个反应器投入运行，而另一个催化剂活性降低的反应器进行催化剂的在线再生。采用本发明方法，不需整个装置停车更换催化剂，正丙苯含量可以低于200毫克/千克异丙苯，丙烯转化率可以大于99.99%，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为本发明的工艺流程示意图，以含两个反应区为例，每个反应区为两床层。

图2为现有技术的工艺流程示意图。

图1中，1为第一反应区，2为第二反应区，3为循环泵，4为第一股苯原料，5为第一股丙烯原料，6为控制进入第一反应区第一床层丙烯进料的阀门，7为控制进入第一反应区第二床层丙烯进料的阀门，8为第二股苯原料，9为第二股丙烯原料，10为控制进入第二反应区第一床层丙烯进料的阀门，11为控制进入第二反应区第二床层丙烯进料的阀门，12为第一反应区出料，13为第二反应区出料，14为异丙苯产物流，15为第一反应区出料去第二反应区，16为第二反应区出料去第一反应区，17为第一反应区出料到循环泵，18为第二反应区出料到循环泵，19为循环泵总进料，20为循环泵总出料，21为第一反应区总循环进料，22为第二反应区总循环进料，23 ~32都为阀门。

图2中，33为反应器，34为苯进料，35为丙烯进料，36为产物流。

图1中，当第一反应区为主反应区，第二反应区为次反应区时，第一股苯物流4从第一反应区顶部进入，第一股丙烯物流5分别通过阀门6和7进入两个催化剂床层，与催化剂接触进行反应，得到包括苯、异丙苯、多异丙苯和微量丙烯的物流12。从第一反应区流出的物流12分为两股：一股物流17经循环泵送回第一反应区，另一股物流15直接进入第二反应区继续反应，在第二反应区底部得到含异丙苯的产物流14。在上述第一反应器处于主反应区位置的操作条件下，阀门6、7、28、29、30、31和32处于开放状态，而阀门10、11、23、24、25、26和27处于切断状态或仅允许较小物流通过，使第二反应区的第二股苯进料物流8、第二股丙烯进料物流9、到第一反应区的物流16、以及产物循环物流18和22的管线中都只有较小物流或没有物流通过。

当第二反应区为主反应区，第一反应区为次反应区时，第二股苯物流8从第二反应区顶部进入，第二股丙烯物流9分别通过阀门10和11进入两个催化剂床层，与催化剂接触进行反应，得到包括苯、异丙苯、多异丙苯的产物物流13。从第二反应区流出的物流13分为两股：一股物流18经循环泵送回第二反应区，另一股物流16直接进入第一反应区继续反应，在第一反应区底部得到含异丙苯的产物流14。在上述第二反应区处于主反应区位置的操作条件下，阀门10、11、23、24、25、26和27处于开放状态，而阀门6、7、28、29、30、31和32处于切断状态或仅允许较小物流通过，使第一反应区的第一股苯进料物流4、第一股丙烯进料物流5、到第二反应区的物流15、以及产物循环物流17和21管线中都只有较小或没有物料通过。

图2中，只有一个反应器，反应器包含四段催化剂床层，丙烯分为四部分分别进入四个催化剂床层，苯从反应器顶部进入，反应器底部流出物流部分循环至反应器顶部。

下面通过实施例对本发明作进一步阐述。

具体实施方式

【实施例1】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，每个反应器包含两个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有10克含MCM-22沸石的成型催化剂。第一反应器为主反应器，第二反应器为次反应器。其中，阀门(6)、(7)、(28)、(29)、(30)、(31)和(32)处于打开的状态，而阀门(10)、(11)、(23)、 (25)和(27)处于切断状态，阀门(24)和(26)仅有少量的循环物流通过。这时第一反应器的反应条件为：每段床层反应温度105℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为10克/小时，苯流量为75克/小时，丙烯重量空速为1.0小时^-1，循环流量为475克/小时，循环比为5.0。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度125℃，反应压力2.5MPa，每段催化剂床层丙烯流量为0克/小时，苯流量为0克/小时，循环流量为95克小时，循环比为1.0，液相空速为9.5小时^-1。

连续运行30天，反应结果：第一反应出口丙烯转化率99.95%，第二反应出口丙烯转化率99.99%，第二反应出口反应产物中正丙苯含量60mg/kg异丙苯。

按照上述工艺条件，继续运行150天，第一反应器出口丙烯转化率99.91%，第二反应出口丙烯转化率99.99%。进行两个反应器的切换操作，并使第二反应器处于在线的主反应器的状态，使第一反应器处于离线的催化剂再生状态，即这时只有一个反应器处于在线的反应位置。阀门(6)、(7)、(25)、(27)、(28)、(29)、(30) 和(31)处于完全关闭的状态，完全没有物流通过；而阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(26)和(32)处于打开的状态。

这时处于在线的第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度135℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为10克/小时，苯流量为75克/小时，丙烯重量空速为1.0小时^-1，循环流量为475克/小时，循环比为5.0。反应结果为：反应出口丙烯转化率99.99%，反应产物中正丙苯含量76mg/kg异丙苯。

第一反应器催化剂再生结束后，并入在线的反应***，维持第二反应器为主反应器的状态，使再生后的第一反应器处于次反应器的状态。阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(25)、(26)和(27)处于打开的状态；而阀门(6)、(7)、(28)、(31)和(32)处于切断状态，阀门（30）和（29）只有较小的循环物流通过。这时各反应器的具体反应条件为：作为主反应器的第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度135℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为10克/小时，苯流量为75克/小时，丙烯重量空速为1.0小时^-1，循环流量为475克/小时，循环比为5.0。次反应器第一反应器的反应条件为：每段床层反应温度125℃，反应压力2.5MPa，每段催化剂床层丙烯流量为0克/小时，苯流量为0克/小时，循环流量为95克小时，循环比为1.0，液相空速为9.5小时^-1。

连续运行30天，反应结果：第一反应出口丙烯转化率99.96%，第二反应出口丙烯转化率99.99%，第二反应出口反应产物中正丙苯含量66mg/kg异丙苯。

【实施例2】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，每个反应器包含两个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有10克催化剂，催化剂按照文献CN200410066636.2公开的方法制备。第二反应器为主反应器，第一反应器为次反应器。

第一反应器的反应条件为：每段床层反应温度110℃，反应压力2.5MPa，每段催化剂床层丙烯流量为2克/小时，苯流量为0克/小时，循环流量为120克/小时，循环比为0.9，液相空速为13小时^-1。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度125℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为15克/小时，苯流量为105克/小时，丙烯重量空速为1.5小时^-1，循环流量为800克/小时，循环比为5.9。

连续运行30天，反应结果：丙烯转化率99.99%，产物中正丙苯含量95mg/kg异丙苯。

【实施例3】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，只是每个反应器包含三个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有10克催化剂，催化剂按照文献CN200410066636.2公开的方法制备。第一反应器为主反应器，第二反应器为次反应器。

第一反应器的反应条件为：每段床层反应温度95℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为15克/小时，苯流量为210克/小时，丙烯重量空速为1.5小时^-1，循环流量为1500克/小时，循环比为5.9。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度110℃，反应压力2.5MPa，第一段催化剂床层丙烯流量为5克/小时，另外两段催化剂床层不通入丙烯，苯流量为20克/小时，循环流量为320克/小时,循环比为1.1，液相空速为20小时^-1。

连续运行7天，反应结果：丙烯转化率99.99%，产物中正丙苯含量50mg/kg异丙苯。

【实施例4】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，只是每个反应器包含一个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有20克催化剂，催化剂按照文献CN200410066636.2公开的方法制备。第一反应器为主反应器，第二反应器为次反应器。

第一反应器的反应条件为：催化剂床层反应温度135℃，反应压力3.0MPa，进入催化剂床层的丙烯流量为60克/小时，苯流量为167克/小时，丙烯重量空速为1.5小时^-1，循环流量为2360克/小时，循环比为10。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度110℃，反应压力3.0MPa，催化剂床层丙烯流量为0克/小时，苯流量为0克/小时，循环流量为0克小时，循环比为0，液相空速为5.6小时^-1。

连续运行15天，反应结果：丙烯转化率99.99%，产物中正丙苯含量105mg/kg异丙苯。

【实施例5】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，只是每个反应器包含两个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有30克催化剂，催化剂按照文献CN200410066636.2公开的方法制备。第一反应器为主反应器，第二反应器为次反应器。

第一反应器的反应条件为：催化剂床层反应温度125℃，反应压力2.7MPa，进入催化剂床层的丙烯流量为30克/小时，苯流量为178克/小时，丙烯重量空速为1.0小时^-1，循环流量为1200克/小时，循环比为5.0。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度110℃，反应压力2.7MPa，催化剂床层丙烯流量为0克/小时，苯流量为0克/小时，循环流量为0克小时，循环比为0，液相空速为7.9小时^-1。

连续运行10天，反应结果：丙烯转化率99.99%，产物中正丙苯含量88mg/kg异丙苯。

【实施例6】

按图1的工艺流程，包含两个反应器，每个反应器包含两个催化剂床层，其中每个反应器的每个催化剂床层装载有10克含MCM-56沸石的成型催化剂。第二反应器为主反应器，第一反应器为次反应器。

第一反应器的反应条件为：每段床层反应温度110℃，反应压力2.5MPa，第一段催化剂床层丙烯流量为2克/小时，第二段催化剂床层的丙烯流量为0克/小时，循环流量为0克小时，循环比为0，液相空速为25小时^-1。

第二反应器的反应条件为：每段床层反应温度100℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为30克/小时，苯流量为450克/小时，丙烯重量空速为3.0小时^-1，循环流量为2550克/小时，循环比为5.0。

连续运行7天，反应结果：丙烯转化率99.98%，产物中正丙苯含量55mg/kg异丙苯。

【比较例1】

采用只有一个反应器的工艺流程，如图2所示，反应器包含四段催化剂床层，丙烯分为四部分分别进入四个催化剂床层，苯从反应器顶部进入，每个催化剂床层装载有10克含MCM-22沸石的成型催化剂。

反应条件为：每段床层反应温度145℃，反应压力2.7MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为20克/小时，苯流量为370克/小时，循环流量为700克/小时。

连续运行90天，反应结果：丙烯转化率99.91%，产物中正丙苯含量220mg/kg异丙苯。

上述结果说明，在现有技术中，当在较高反应温度条件下，丙烯能够保持较高的转化率，但使杂质正丙苯含量也较高。

【比较例2】

反应条件为：每段床层反应温度115℃，反应压力2.5MPa，进入每段催化剂床层的丙烯流量为10克/小时，苯流量为75克/小时，循环流量为570克/小时。

连续运行120天，反应结果：丙烯转化率99.30%，产物中正丙苯含量97 mg/kg异丙苯。

上述结果说明，在现有技术中，当采用较低反应温度时，虽然能够使杂质正丙苯含量降低，但同时也会使丙烯的转化率降低。

Claims

1.一种生产异丙苯的方法，包括以下步骤：

a）提供至少包括第一反应区和第二反应区的装置；

2.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于所述第一反应区和第二反应区都是至少一段的反应器，或者是由至少两个单段反应器串联而成的反应区，或者是至少一个单段反应器和至少一个至少两段的反应器串联而成的反应区。

3.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于步骤b）中，所述第一反应区的操作条件为：第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为1～10，第一股丙烯物流重量空速为0.2~10小时^-1，循环比为2~50，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0Mpa；

所述第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为0～10，第二股丙烯物流重量空速为0~2.0小时^-1，循环比为0~10，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa；

第一反应区的循环比大于第二反应区的循环比。

4.根据权利要求3所述生产异丙苯的方法，其特征在于步骤b）中，第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为1.5～4，第一股丙烯物流重量空速为0.3~5小时^-1，循环比为3~25，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa；

所述第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为0～5，第二股丙烯物流重量空速为0~1.5小时^-1，循环比为0~5，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。

5.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于步骤c）中，所述第一反应区的操作条件为：第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为0～10，第一股丙烯物流重量空速为0~2.0小时^-1，循环比为0~10，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa；

第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为1～10，第二股丙烯物流重量空速为0.2~10小时^-1，循环比为2~50，反应温度为90～180℃，反应压力为1.0～4.0MPa；

第二反应区的循环比大于第一反应区的循环比。

6.根据权利要求5所述生产异丙苯的方法，其特征在于步骤c）中，所述第一反应区的操作条件为：第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为0～5，第一股丙烯物流重量空速为0~1.5小时^-1，循环比为0~5，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa；

第二反应区的操作条件为：第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为1.5～4，第二股丙烯物流重量空速为0.3~5小时^-1，循环比为3~25，反应温度为95～170℃，反应压力为2.0～3.0MPa。

7.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于所述催化剂选自Beta沸石、丝光沸石或具有MWW层状结构的沸石。

8.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于丙烯分段进入反应区。

9.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于苯从反应区的顶部进入。

10.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于循环回反应区的物流从反应区的顶部进入。