异丙苯生产工艺

发明人：Dennis J. Ward, South Barrington, Ⅲ.委托人：UOP Inc.，Des Plaines，Ⅲ.申请时间：Apr. 19, 1976.Appl. No.: 678, 005摘要一种能减少苯与丙烯催化烷基化生产异丙苯的能耗的工艺。

丙烯和苯在烷基化反应器内反应，反应流出物分成两部分，第一部分再循环至反应器的入口，第二部分输送到一个分离异丙苯产物，二异丙苯，三异丙苯和过剩的苯的分离器中。

一部分过剩的苯回收到烷基化反应器中，另一部分与二异丙苯，三异丙苯混合后输送到烷基转移反应器中，将其流出物引入到一个独立的反应器中。

由于减少了分离部分过剩苯所需能量和回收了部分过剩的苯至烷基化反应器，所以这种工艺与之前的工艺流程相比，能量消耗大大减少了。

附图：交叉引用相关的专利申请这篇专利申请在一定程度上是一篇正处于审理中的，编Ser. No. 557010（在1975年3月10号提出，现已放弃）的专利申请的延续。

该项发明的背景该项发明提出了一种在烷基化催化剂的存在下由苯和丙烯生产异丙基苯的改进工艺，也涉及在转移烃化催化剂的存在下利用二异丙苯，三异丙苯和苯通过烷基转移生产异丙苯工艺。

本发明广泛适用于烷基化芳烃的生产，这些化合物是有用的在自己和更频繁地在后续其他化合物的化学合成。

本发明特别适用于生产异丙苯（异丙基苯），异丙苯是制备苯酚，丙酮、甲基苯乙烯、苯乙酮的重要反应物。

该项工艺发明的另一种用途是制备对异丙基甲苯，它能氧化生成对甲苯酚。

该工艺的进一步应用是在一类被取代的芳香族化合物的烷基化反应中，比如：苯酚，在它与异丁烯烷基化反应生成邻叔丁基苯酚和对叔丁基酚（两者在合成树脂领域都有重大用途）时，就能应用到该工艺。

综上所述，本发明在制备异丙苯工艺中有着特别的应用。

在一般商业生产异丙苯的过程中，将液态苯和液态丙烯投入反应器中，使之与烷基化催化剂接触下，在一个或多个反应器中发生相同的烷基化反应是一种惯例。

为了减少苯的二烃基化合物的产生，通常我们将反应器中苯与丙烯的摩尔比由4:1提高至16:1，最好是8:1。

在之前的工业化生产中利用两个相抵触的反应生产异丙苯产生了一些问题，其中之一就是产生了上文所说的二烃基化合物，比如：二异丙苯、三异丙苯，而不是所需的单烷基化产物。

这种竞争反应通过采用如上所述的大摩尔量过剩的苯来控制。

其他的竞争反应导致了异丙苯产量的损失，因为一部分反应物丙烯形成丙烯的低聚物，如在一定程度上会出现丙烯二聚物和三聚物，即使有大量过剩的苯存在。

将丙烯三聚物和一些丙烯四聚物与异丙苯一起加热，由于这些烯烃的存在，这种产生低聚物的反应（异丙苯氧化制备苯酚的反应）必须控制到最小，这样才能获得高纯度的产品。

烷基化芳香族化合物的烷基化反应在自然条件下是放热的，反应器的温度会迅速增高。

放热反应导致温度的增高，同样也会导致副反应的产生，从而增加异丙苯的残留产物。

在过去已经习惯通过在多个单独的区域和使用骤冷剂之间的几个连续的烷基化区催化反应来控制温度上升。

这种骤冷剂是为了在反应混合物进入每个连续的区域时控制温度，因此在每一个区域内温度都会上升。

反应器从进口到出口温度的增加也通过控制苯的摩尔量的过量来控制，苯充当散热器吸收烷基化反应所释放的热量。

因此，向反应器增加苯的摩尔过剩量，与相应的稀释丙烯反应物，不仅提供了更多的芳香族化合物发生烷基化和减少低聚物的产生和烷基化的副产品，也减少了在一个或多个烷基化反应器中因过度温升造成不良副产物的形成。

为了获得装有所需高摩尔量过剩苯的反应器，通常将反应器流出物分离，来获得适合回收的富苯流。

因为反应器流出物的主要成分是苯和异丙苯，分离苯和异丙苯是很有必要的，后者是高沸点组分。

因此，要获得相对纯化的苯，且适合回收至反应器，苯需要蒸发分馏，从而需要消耗大量热量来蒸发苯，而且在苯分馏器中提供足够的回流，热量需求实质上与反应器中苯和丙烯的比例成正比。

目前，相对较高的燃料成本的工艺会导致高能量消费，所以，如果能量消耗减少的话，此前缺乏吸引力的处理方案变得越来越理想。

该项发明的概要本发明的目标是为在烷基化催化剂的存在下通过苯与丙烯的烷基化生产异丙苯提供一个改进的工艺。

这项发明的一个特定目标是减少苯与丙烯烷基化生产异丙苯工艺的能耗。

更具体的目标是为该工艺提供一种固体磷酸催化剂，这一过新工艺与先前技术流程相比。

本发明提出的生产异丙苯的新工艺具体体现在：a)丙烯与过量的苯在烷基化催化剂存在下在烷基化反应器中发生烷基化反应；b)将反应器总液体流出物分离出至少两部分组成；c)将一部分分离物循环回反应器；d)将一部分以上流出物和烷基化反应器的流出物按以下规定引入一个分离器中；e)在分离器中将混合物分离出富苯流、异丙苯流、富二异丙苯和富三异丙流；f)在烷基转移催化剂存在下，在烷基转移反应器中。

使富二异丙苯和富三异丙流与苯发生烷基转移反应生成额外的异丙苯；g)将烷基转移反应器的流出物输送到分离器中；h)将一部分富苯流输送到烷基化反应器中；i)从分离器中收集异丙苯流。

在本发明的处理方案中，丙烯和过量的苯使用烷基化催化剂在烷基化反应器中反应，一部分生成物不经分离，直接循环至的反应器。

另一部分生成物，即净流出物，输送到一个分离器中，过量的苯、异丙基苯、二异丙苯和三异丙苯，和其他组分在其中分离。

正如在上文提到的，从净流出物中减少过剩苯的分离，以减少能量消耗是可取的，同时需要保持足够量的过剩苯进入反应区，以防止过度形成丙烯低聚物。

这将通过再循环一部分未经分离的反应器生成物来完成。

工艺流程的主要影响在上文所描述的方式包括：1)通过减少从净流出物中分离过剩苯与异丙苯的量来减少能量消耗；2)比之前技术形成相对更多的二或三烷基化苯产品。

在该工艺的分离器中，将二异丙苯和三异丙苯集中，然后与过剩苯混合后送入烷基转移反应器在使用烷基转移催化剂的情况下发生反应。

烷基转移反应器产生富异丙苯流将返回到分离器。

流程图的描述这项发明可以更清晰地参照附图进行描述和演示。

然而在这样一个示意图描述中必然会存在某些局限性，从而无意限制了大部分发明。

正如在上文提到的，该工艺的第一步包括将苯与丙烯在烷基化反应器内发生烷基化反应。

在附图中，第一步发生在烷基化反应器1内。

然而，苯和丙烯的混合物必须送入这个反应器内。

在图中，富丙烯进料流通过管道2进入反应器1中，从循环系统而来的苯通过管道3，与管道2并列进入烷基化反应器1中，烷基化反应器生成物的再循环流包括主要是苯，还有异丙苯通过管道4和2供应到反应器进口。

最后提到物流提供了额外的苯，目的是提高烷基化反应器中的苯/丙烯比。

丙烯反应物，循环苯和循环反应器流出物混合后通过管道2引入反应器1。

烷基化反应器的流出物通过管道5流出，一部分通过管道4提供在上文描述的再循环流，剩下的部分是通过管道5进入分离器6。

同样还引入分离器6的是在下文所述的烷基转移反应器的流出物，这股物料通过过管道7进入分离器。

在该工艺中苯的进料流也是通过管道8引入分离器6中。

富丙烯进料流通过管道2提供给烷基化反应器，是能是不同流程的流出物来准备的，如流化床催化裂解或热解，通常包括不反应的链烷烃，主要是丙烷，还有少量乙烷、丁烷。

烯烃除了丙烯会导致副产品的产生在烷基化反应生产异丙苯过程中，因此富丙烯进料流通常含有至少99%的丙烯。

经管道8进入反应器的苯进料流也是一股包含至少99.5%苯的高纯度物流，经常可以从一种芳烃抽提工艺的流出物得到。

其他芳烃是有害的，他们的存在会导致副产品的产生，而且不反应的芳烃也是一个问题，因为在分离器6中是不能分离苯和未反应芳烃的。

因此，在该工艺中，流入分离器6的物流包括主要是苯、异丙苯、丙烷、二异丙苯和三异丙苯，较少量的石蜡(乙烷和丁烷)，芳烃(甲苯和二甲苯)，丁苯和丙烯低聚物。

在分离器6中，通过合适的闪蒸、分馏、吸收、和提纯，就能从进口组成中分离出几股不同的物流。

富丙烷流包括其他轻组分芳烃通过管道9回收；富苯流包括未反应芳烃组分通过管道10回收；另一股富苯流通过管道3回收，一部分是通过管道3循环回烷基化反应器1，另一部分是通过管道1供给烷基转移反应器；富丁苯流通过管道12回收；异丙苯流通过管道13回收；丙烯低聚物产品通过管道14回收；二异丙苯和三异丙苯流是通过管道15回收。

通过管道15回收的二异丙苯和三异丙苯流与通过管道11回收的苯混合后送入烷基转移反应器16，其中包含了优选的固体磷酸催化剂。

从烷基转移反应器中得到的富异丙苯流通过管道7进入分离器6。

该发明的详细过程丙烯和苯是这项生产异丙苯工艺的反应物。

通常从流体催化裂化装置、热解装置、热裂化装置或其他炼油单元生成物中得到丙烯与丙烷的混合物。

所以其他轻质烷烃化合物，如乙烷、丁烷可能会有少量存在于富丙烯进料流中，除了丙烯以外的烯烃化合物会产生烷基化芳烃而不是异丙苯，因为掺杂了其他原料。

一个典型的丙烯原料流的摩尔百百分比如下：0.10%乙烷、24.80%丙烷、74.95%丙烯、0.11%异丁烷、0.01%正丁烷和0.03%丁烯。

该工艺需要超过99.5%的高纯度苯，以防止副反应，消除分离额外的苯的消耗和避免在该工艺中加热非芳香族组分。

一个典型的苯原料流是由芳烃抽提装置提供的，且含有以下摩尔百分数的组分：99.90%苯、0.05%甲苯、0.05%非芳香族化合物。

在附图中，该工艺的苯原料流引入分离器，当然这股物料也可引入烷基化反应器或烷基转移反应器。

在该工艺中烷基化反应器的进口物料由三股混合在一起的物料组成；新鲜富丙烯流，一部分如下文所描述的烷基化反应器流出物的循环流，和一股供给该工艺作为新鲜进料的富苯流，更好的是，利用如下文所描述的回收的富苯流。

烷基化反应器的操作条件包括入口温度约为150-260°C，首选温度约195-215°C；约20到60大气压力；每体积/小时的净流出物使用大约0.2到2.0体积的催化剂；每一摩尔丙烯进入烷基化反应器需要大约2到6摩尔从回收富苯流中得到的苯，在进料中苯与丙烯首选的摩尔比率大约是3；每一摩尔的丙烯进入烷基化反应器需要1到100摩尔循环物流中的苯，在进料中循环苯与丙烯的首选的摩尔比率是3到20。

本工艺可由一个或多个反应器串联或并联组成，流动方向可以是向下、向上、径向、或其他方向。

在本发明的构思中，反应器的配置设计没有任何限制。

本发明可使用任何常规或易得的烷基化催化剂。

这种催化剂通常描述为酸性催化剂，也可以是同构或异构催化剂品种。

因此，催化剂可以是一种负载型或非负载型酰基化反应的金属卤化物，例如无水氯化铝、氯化铁、氯化锡、氟化硼、氯化锌等。

某些无机酸，特别是硫酸、氢氟酸、磷酸，催化烷基化反应的能力很强，这些催化剂如包含少于10wt%水的硫酸，至少含有83%浓度的氢氟酸，或液态无水氟化氢都非常实用。