異丙苯的生產方法
2023-05-03 12:15:51
專利名稱：異丙苯的生產方法
技術領域：
本發明涉及一種異丙苯的生產方法。具體說是以苯和丙烯為原料通過液相烷基化的方法生產異丙苯。
背景技術：
異丙苯是一種重要的有機化工原料，主要用於生產苯酚和丙酮，其它用途是用作油漆和搪瓷琺瑯的稀釋劑，還用作某些石油溶液的成分以及高辛烷值航空燃料油組份。另夕卜，還可用於製造聚合和氧化催化劑，並由它製取苯乙酮、a-甲基苯乙烯和過氧化物等產品，用途十分廣泛。異丙苯的傳統生產方法主要有固體磷酸固定床(SPA)和三氯化鋁均相鼓泡床法兩種，這兩種方法都存在·難以徹底解決的設備腐蝕和環境汙染問題，因此自20世紀60年代以來，世界各大公司開始轉向開發無腐蝕、無汙染的以沸石分子篩催化劑為基礎的異丙苯生產新技術。CN1037699公布了一種烷基苯的製造方法，該方法提出在生產異丙苯時，烷基化反應器和烷基轉移反應器的流出物先通過脫丙烷塔脫除丙烷後，再依次進入苯塔、異丙苯塔和多異丙苯塔進行分離，得到異丙苯產品。文獻W089/10910公布了一種生產異丙苯的工藝流程，即原料丙烯與新補充的原料苯在加入反應器前先通過換熱器預熱後進入烷基化反應器進行反應，反應後的物料進入閃蒸裝置，大部分循環苯被分離出來，進入脫丙烷塔，而富含異丙苯的蒸氣進入苯塔，在此分離出殘留的苯。然後用白土處理異丙苯除去烷基化反應中副產的少量重質物。從苯塔塔釜出來的高級芳烴，主要為二異丙苯(DIPB)，DIPB在烷基轉移工段再反應生成異丙苯。以上兩個方法生產異丙苯時，CN1037699採用了設置脫丙烷塔脫除丙烷，而W089/10910則是先將反應產物減壓閃蒸後，含丙烷和苯的氣相物料進入脫丙烷塔脫除丙烷。這兩個方法儘管工藝流程有所不同，但是同樣都設置了脫丙烷塔，存在著分離塔數量多、能耗較大的缺點。
發明內容
本發明所要解決的技術問題是以往技術在生產異丙苯時存在工藝流程不合理，僅含有少量丙烷的烷基化反應產物先通過一座脫丙烷塔進行分離後，再經過苯塔、異丙苯塔等才得到異丙苯產品，由此而造成能耗較高的問題，提供一種新的工藝方法。該方法具有能耗低、流程簡單等特點。為了解決上述技術問題，本發明採用的技術方案如下一種異丙苯的生產方法，包括以下步驟a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和丙烯的混合原料進入至少含有二段催化劑床層的烷基化反應器，經過液相烷基化反應後的反應液進入苯塔；b)在烷基轉移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和回收的多異丙苯進入烷基轉移反應器進行液相烷基轉移反應，反應產物進入苯塔；c)烷基化反應液以及烷基轉移反應液進入苯塔中部，新鮮苯從苯塔中上部進入，塔頂氣相物料進入塔頂冷凝器冷凝後進入回流罐，不凝氣從塔頂回流罐排放進入d)步驟，側線抽出的苯作為原料進入烷基化反應器和烷基轉移反應器，苯塔塔釜液進入e)步驟；d)從c)步驟來的含有苯的丙烷氣體進入吸收塔底部，從f)步驟來的多異丙苯作為吸收液從塔頂部進入，丙烷從塔頂排出，吸收了苯的多異丙苯從塔釜排出進入b)步驟的燒基轉移反應器；e)從c)步驟來的塔釜液進入異丙苯塔進行分離，塔頂得到異丙苯產品，塔釜液進入f)步驟；f)從e)步驟來的塔釜液進入多異丙苯塔進行分離，多異丙苯從塔頂或塔上部側線採出後作為吸收液進入c)步驟的吸收塔，多異丙苯塔底採出重組份。上述技術方案中，原料丙烯的摩爾濃度為70) 100 % ;新鮮苯的質量濃度為99. 0) 100% ;烷基化反應液中含有丙烷、苯、異丙苯和多異丙苯組份，其中丙烷的的摩爾濃度為O. 001)20% ;烷基化反應液不經過其他分離設施而直接進入苯塔分離，苯塔的理論塔板數為20-100，苯塔操作壓力為O. O 1. OMPa (g)，優選範圍為O. 1)0. 6MPa(g)，塔頂操作溫度為7 200°C，優選範圍為80) 150°C，塔釜操作溫度為150) 300°C，優選範圍為200 2500C ;原料苯進入苯塔靠近上部的位置，在苯塔上部但在原料苯入口位置的下方抽出用於烷基化和烷基轉移反應的苯原料；經過苯塔塔頂冷凝器冷凝後的溫度為80 150°C，優選範圍為90 130°C ;苯塔塔頂得到的不凝氣物料中丙烷的摩爾濃度為1)90%，優選範圍為10)70% ;苯塔側線採出的苯物流中苯的質量濃度為70) 100%，優選範圍為85) 100%，側線採出位置為從上往下數第2)30層塔盤，優選範圍為5 15 ;含苯的丙烷尾氣採用吸收塔回收苯，吸收液為來自多異丙苯塔分離出的多異丙苯物料，吸收塔操作壓力為O. O 1.OMPa(g)，優選範圍為O.1 O. 6MPa(g)，操作溫度為20 80°C，優選範圍為30 60°C，理論塔板數為5 50，優選範圍為10 30 ;異丙苯塔操作壓力為-O.1 1. OMPa(g)，優選範圍為O. 0)0. 5MPa(g)，操作溫度為80 250°C，優選範圍為100) 200°C，塔釜溫度為150)300°C，優選範圍為180 250°C，理論塔板數為10) 100，優選範圍為20 60 ;多異丙苯塔操作壓力為-O.1 O. 5MP(g)，優選範圍為-O. 1)0.1MPa(g)，操作溫度為80。。 250°C,優選範圍為100°C 200°C，塔釜操作溫度為150)300°C，優選範圍為180 250°C，理論塔板數為10)100，優選範圍為20 60。本發明中，含有丙烷的烷基化液不採用傳統工藝使用的脫丙烷塔脫除丙烷，而是直接進入苯塔，苯塔頂設置分凝器，控制凝液溫度在較高的水平，使丙烷以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐排出，該股不凝氣中不可避免的攜帶了較多的苯，因此，為了回收該股物料中的苯，本發明採用吸收工藝，用來自多異丙苯塔的多異丙苯作為吸收劑從吸收塔頂部進入，在吸收塔中，從苯塔來的丙烷氣中的苯被吸收，而大部分的丙烷則以氣相形式從吸收塔塔頂回流罐排出，實現了丙烷的分離，從吸收塔塔釜排出的吸收液則可作為烷基轉移反應的原料送到烷基轉移反應器。採用本發明的丙烷脫除工藝，省略了傳統異丙苯裝置中的脫丙烷塔系統，其中包括脫丙烷塔、塔頂冷凝器、塔釜再沸器、回流罐及回流泵等一系列設備以及相應的控制措施；儘管新增了一座吸收塔，但該塔無需再沸熱源便可將丙烷氣中的苯吸收下來，實現丙烷和苯的分離，吸收劑就是本裝置內的多異丙苯物料，吸收了苯的多異丙苯無需進行分離就可直接作為烷基轉移反應的原料。因此，採用本發明工藝，省略了脫丙烷塔所需的再沸蒸汽，能耗得以下降，適用於不同濃度丙烯原料的異丙苯生產工藝，取得了較好的技術效果。
圖1為傳統的異丙苯生產工藝流程不意圖。圖2為本發明的優化的異丙苯生產工藝流程示意圖。下面介紹本發明的實施方案以便更好地理解本發明。這些實施方案以陳述的方式給出，並無限制保護範圍之意，而且使用上述如圖2的異丙苯生產工藝流程來實現。圖1中I為烷基化和烷基轉移反應單元，II為脫丙烷塔，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔。I為丙烯原 料，2為新鮮苯原料，3為循環苯，4為多異丙苯，5為烷基化反應液，6為烷基轉移反應液，7為丙烷，8為苯塔頂排出的汙苯，9為異丙苯產品，10為重組份。圖1所示的傳統的異丙苯生產工藝流程中，丙烯原料I和循環苯原料3進入烷基化反應單元I，新鮮苯原料2進入苯塔III脫水後從側線抽出幹苯原料3送入反應單元I。反應生成的烷基化反應液5進入脫丙烷塔II從塔頂脫除丙烷氣體7，脫丙烷塔塔釜液與反應生成的烷基轉移反應液6 —起進入苯塔III進行分離，汙苯8從塔頂排出，幹苯3從苯塔側線抽出進入烷基化和烷基轉移反應單元I，苯塔塔釜液進入異丙苯塔IV進行分離，塔頂得到異丙苯產品9，塔釜液進入多異丙苯塔V進行分離，從多異丙苯塔分離出的多異丙苯4進入烷基轉移單元與幹苯進行烷基轉移反應，塔釜排出重組份10。圖2中I為烷基化和烷基轉移反應單元，II為脫丙烷塔，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔，VI為苯塔冷凝器，VII為苯塔回流罐，VIII為吸收塔。I為丙烯原料，2為新鮮苯原料，3為幹苯，4為多異丙苯，5為烷基化反應液，6為烷基轉移反應液，7為丙烷，9為異丙苯產品，10為重組份,11為吸收苯後的多異丙苯。圖2是本發明的異丙苯生產工藝流程中，丙烯原料I和循環苯原料3進入烷基化反應單元I，新鮮苯原料2進入苯塔III脫水後從側線採出苯原料3送入反應單元I。與傳統的流程相比，反應生成的烷基化反應液5和烷基轉移反應液6直接進入苯塔III進行分離，苯塔塔頂氣體進入塔頂冷凝器VI冷凝，通過控制凝液溫度，將含有丙烷和苯的物料以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐排出，送至吸收塔VIII回收丙烷氣中的苯。在吸收塔VIII中，由多異丙苯塔V側線抽出的多異丙苯4作為吸收劑回收苯，脫除了苯後的丙烷以不凝氣形式從吸收塔塔頂排出，而吸收了苯以後的多異丙苯11與吸收前的多異丙苯4換熱後進入烷基轉移反應單元I。從苯塔側線抽出的循環苯3進入烷基化和烷基轉移反應單元I，苯塔塔釜液進入異丙苯塔IV進行分離，塔頂得到異丙苯產品9，塔釜液進入多異丙苯塔V進行分離，從多異丙苯塔分離出的多異丙苯4部分或全部作為吸收塔VIII的吸收劑，多異丙苯塔塔釜排出反應生成的少量重組份10。下面通過實施例對本發明作進一步的闡述，但不僅限於以下實施例。
具體實施例方式實施例1
以摩爾濃度為95%的丙烯和質量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉移催化劑採用Beta沸石作為催化劑。採用圖2工藝技術生產異丙苯。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯塔採用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 25MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為100°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進入吸收塔，該股氣相物料中丙烷摩爾濃度為37. 7%，苯摩爾濃度為49. 9%，其他非芳12. 4m0l%。該股物料進入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收後從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為95mol%。異丙苯塔採用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa(g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔採用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。採用該技術方案後，從異丙苯塔塔頂得到25噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產品。苯塔塔釜熱負荷為5. 5MW，需消耗4. OMPa (g)蒸汽11. 3噸/小時。由於吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另外，本實施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項數據。實施例2異丙苯的生產工藝同實施例1，以摩爾濃度為99. 5m0l%的丙烯和質量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉移催化劑採用MCM-56分子篩作為催化劑。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為O. 25%。苯塔採用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 25MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為110°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進入吸收塔，該股氣相物料中丙烷含量為14. 4mol %，苯含量為64. 9mol %，其他非芳20. 78mol %。該股物料進入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收後從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為92mol%。異丙苯塔採用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa (g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔採用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。採用該技術方案後，從異丙苯塔塔頂得到50噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產品。苯塔塔釜熱負荷為10.9MW，需消耗4.0MPa(g)蒸汽22.3噸/小時。由於吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另夕卜，本實施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項數據。實施例3異丙苯的生產工藝同實施例1，以摩爾濃度為80mOl%的丙烯和質量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉移催化劑採用MCM-56分子篩作為催化劑。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為10.7%。苯塔採用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 22MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為81°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進入吸收塔，該股氣相物料中丙烷含量為64. 3mol %，苯含量為29. 2mol %，其他非芳6. 5mol %。該股物料進入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的13t/h的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收後從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為99m0l%。異丙苯塔採用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa(g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔採用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。採用該技術方案後，從異丙苯塔塔頂得到62. 5噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產品。苯塔塔釜熱負荷為13. 8MW，需消耗4. OMPa(g)蒸汽28. 3噸/小時。由於吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另外，本實施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項數據比較例I採用實施例1相同的原料和催化劑，採用如圖1所示的傳統工藝生產異丙苯。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為2. 5%，該物料進入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1. 52MPa(g)。苯塔設置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯塔和多異丙苯塔的操作條件與實施例1相同。異丙苯塔塔頂得到25噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產品。脫丙烷塔塔釜熱負荷為
2.2MW，苯塔塔釜熱負荷為5. 1麗，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽15. O噸/小時。比實施例1增加了 3. 7噸/小時的蒸汽消耗量。比較例2採用實施例2相同的原料和催化劑，採用如圖1所示的傳統工藝生產異丙苯。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為O. 25%，該物料進入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1. 52MPa(g)。苯塔設置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯塔和多異丙苯塔的操作條件與實施例2相同。異丙苯塔塔頂得到50噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產品。脫丙烷塔塔釜熱負荷為
4.5麗，苯塔塔釜熱負荷為10. 2麗，共需消耗4. OMPa(g)蒸汽30.1噸/小時。比實施例2增加了 7. 8噸/小時的蒸汽消耗量。比較例3採用實施例3相同的原料和催化劑，採用如圖1所示的傳統工藝生產異丙苯。苯和丙烯烷基化反應後的反應產物中丙烷的摩爾含量為10. 7%，該物料進入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1.52MPa(g)。苯塔設置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯 塔和多異丙苯塔的操作條件與實施例3相同。異丙苯塔塔頂得到60噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產品。脫丙烷塔塔釜熱負荷為
5.5麗，苯塔塔釜熱負荷為12. 7麗，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽37. 3噸/小時。比實施例2增加了 9.0噸/小時的蒸汽消耗量。
權利要求
1.一種異丙苯的生產方法，包括以下步驟a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和丙烯的混合原料進入至少含有二段催化劑床層的烷基化反應器，經過液相烷基化反應後的反應液進入苯塔；b)在烷基轉移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和回收的多異丙苯進入烷基轉移反應器進行液相烷基轉移反應，反應產物進入苯塔；c)烷基化反應液以及烷基轉移反應液進入苯塔中部，新鮮苯從苯塔中上部進入，塔頂氣相物料進入塔頂冷凝器冷凝後進入回流罐，不凝氣從塔頂回流罐排放進入d)步驟，側線抽出的苯作為原料進入烷基化反應器和烷基轉移反應器，苯塔塔釜液進入e)步驟；d)從c)步驟來的含有苯的丙烷氣體進入吸收塔底部，從f)步驟來的多異丙苯作為吸收液從塔頂部進入，丙烷從塔頂排出，吸收了苯的多異丙苯從塔釜排出進入b)步驟的烷基轉移反應器；e)從c)步驟來的塔釜液進入異丙苯塔進行分離，塔頂得到異丙苯產品，塔釜液進入f) 步驟；f)從e)步驟來的塔釜液進入多異丙苯塔進行分離，多異丙苯從塔頂或塔上部側線採出後作為吸收液進入c)步驟的吸收塔，多異丙苯塔底採出重組份。
2.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於原料丙烯的摩爾濃度為 70) 100 %，原料苯的質量濃度為99. 0) 100 %。
3.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於烷基化反應液中含有丙烷、 苯、異丙苯和多異丙苯組份，其中丙烷的的摩爾濃度為0. 001) 20%。
4.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於烷基化反應液不經過其他分離設施而直接進入苯塔分離，苯塔的理論塔板數為20-100，塔頂操作壓力為0.0 1. OMPa (g)，塔頂操作溫度為70 200°C，塔釜操作溫度為150) 300°C。
5.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於原料苯進入苯塔靠近上部的位置，在苯塔上部但在原料苯入口位置的下方抽出用於烷基化和烷基轉移反應的苯原料。
6.根據權利要求1所述的烷基苯的生產工藝，其特徵在於經過苯塔塔頂冷凝器冷凝後的溫度為80 150°C ;苯塔塔頂得到的不凝氣物料中丙烷的摩爾濃度為1)90%。
7.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於苯塔側線採出的苯物流中苯的質量濃度為70) 100%，側線採出位置為從上往下數第2)30層塔盤。
8.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於含苯的丙烷不凝氣採用吸收塔回收苯，吸收液為來自多異丙苯塔分離出的多異丙苯物料，吸收塔操作壓力為0.0 1.OMPa (g)，塔頂溫度為20 80°C，理論塔板數為5 50。
9.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於異丙苯塔操作壓力為-O.1 1.OMPa (g)，塔頂操作溫度為80 250°C，塔釜溫度為150) 300°C，理論塔板數為10) 100。
10.根據權利要求1所述的異丙苯的生產方法，其特徵在於多異丙苯塔操作壓力為-0.1 0. 5MPa(g)，塔頂操作溫度為80°C 250°C，塔釜操作溫度為150) 300°C，理論塔板數為10) 100。
全文摘要
本發明涉及一種異丙苯的生產方法，主要解決以往技術中存在的異丙苯生產能耗較高的問題。本發明通過採用包括如下步驟(1)苯和丙烯在烷基化反應器中反應後進入苯塔；(2)苯和多異丙苯在烷基轉移反應器中反應後進入苯塔；(3)苯塔塔頂含丙烷不凝氣的氣相物流進入吸收塔，塔釜物流進入異丙苯塔；(4)在吸收塔中不凝氣與來自多異丙苯塔的多異丙苯逆流接觸，塔釜得到的吸收液作為烷基轉移反應的原料，含丙烷的不凝氣從塔頂排出；(5)異丙苯塔塔頂分離出異丙苯，塔釜物料進入多異丙苯塔；(6)從多異丙苯塔分離出的多異丙苯進入吸收塔的技術方案，較好地解決了該問題，可應用於苯和丙烯液相烷基化生產異丙苯的工業生產中。
文檔編號C07C6/12GK103030517SQ20111030024
公開日2013年4月10日 申請日期2011年9月29日 優先權日2011年9月29日
發明者李木金, 楊衛勝, 李向勇 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院