烷基苯的生產方法
2023-05-26 13:35:26 1
專利名稱：烷基苯的生產方法
技術領域：
本發明涉及一種烷基苯的生產方法，特別是生產乙苯和異丙苯的方法。
背景技術：
烷基苯中的乙苯和異丙苯是重要的有機化工原料，其中，乙苯主要用作製備苯乙烯的原料，異丙苯主要用於生產苯酚和丙酮。工業上傳統的製備乙苯和異丙苯方法都採用固體磷酸、三氯化鋁或氫氟酸系列催化劑，由於其對設備腐蝕嚴重，三廢多，隨著對環保要求的提高，大部分已被新型的分子篩法所取代。目前生產烷基苯已經轉向採用高選擇性的分子篩催化劑，包括大孔分子篩Y、beta、MCM系列及中孔的ZSM系列等。大部分的新的乙苯和異丙苯生產裝置採用丙烯和苯的分子篩液相烷基化法。該方法具有反應條件溫和、烯烴轉化率高和產物選擇性好的優點，不僅無汙染和無腐蝕，且副產物多烷基苯可通過烷基轉移轉變為乙苯或異丙苯使烷基苯產率高達99 %以上，是近年來世界各大工業集團公司所普遍關注、並競相開發研究的一項清潔工藝技術。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。CNl 128249詳細描述了一種苯的液相烷基化方法在一個含有沸石催化劑的一段循環反應器中，以由新鮮苯、回收苯、新鮮烯烴以及烷基化反應後的部分流出物料組成的混合物為反應原料，在苯與烯烴的摩爾比為1. 5 8、循環物料與反應器出料的重量比為1. 5 8、循環物料與反應器出料的重量比為1. 5 12的條 件下進行烷基化反應。反應產物進入回收系統回收過量的苯、目的產物為單烷基苯、中間產物為多烷基苯。從苯塔塔頂分離出的攜帶苯的不凝氣進入脫烷烴塔，在該塔中，不凝氣從塔頂導出，塔底得到回收的苯返回作為苯原料。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CNl 128249則是先將丙烷以氣相的型式從苯塔塔頂排出，然後在脫烷烴塔中脫除丙烷。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烷基苯時存在工藝流程不合理，僅含有少量烷烴的烷基化反應產物先通過一臺脫烷烴塔進行分離後，再經過苯塔、烷基苯塔等才得到燒基苯廣品，由此而造成的能耗聞的問題，提供一種新的燒基苯的生廣方法。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烷基苯的生產方法，包括以下步驟
a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和烯烴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、循環苯和回收的多烷基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，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d)步驟；d)從c)步驟來的苯塔塔釜液進入烷基苯塔中部，塔頂得到烷基苯產品，塔釜液進入e)步驟；e)從d)步驟來的烷基苯塔塔釜液進入多烷基苯塔中部，多烷基苯從塔頂或側線採出送往烷基轉移反應器，多烷基苯塔塔底採出重組份。上述技術方案中，烯烴是指乙烯或丙烯；烷基苯則是乙苯或異丙苯；不凝氣是指乙烷或丙烷；新鮮苯若含有一定的水份則進入苯塔脫除水份；原料乙烯或丙烯的摩爾濃度為70 100% ;新鮮苯的質量濃度為99. O 100% ;烷基化反應液中含有乙烷或丙烷、苯、乙苯或異丙苯組份，其中乙烷或丙烷的摩爾濃度為O. 001 5% ;烷基化反應液不經過其他分離設施而直接進入苯塔分離，苯塔塔頂操作壓力為O. O 1. OMPa (g)，塔頂操作溫度為70 200°C，塔釜溫度為150 300°C，理論塔板數為20 100 ;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物料溫度為30 80°C;苯塔塔頂回流罐排出的氣相物料中乙烷或丙烷的摩爾濃度為30 100% ;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。烷基苯塔塔頂操作壓力為-O.1 1.OMPa (g)，塔頂操作溫度為80 300°C，塔釜溫度為150 300°C，理論塔板數為20 100。多烷基苯塔操作壓力為-O.1 O. 5MP(g)，操作溫度為80°C 300°C，塔釜溫度為150 300°C，理論塔板數為10 100。本發明中，含有乙烷或丙烷的烷基化液不採用脫烷烴塔脫除乙烷/丙烷，而是直接進入苯塔進行分離，苯塔頂設置分凝器，通過控制凝液溫度，大部分烷烴以不凝氣狀態排出，剩餘的少量烷烴溶解在苯中，塔頂可採出少量汙苯排出裝置，實現了烷烴與反應產物的分離，同時也脫除了由原料苯中帶入的少量非芳雜質。脫除了烷烴和非芳後的苯可從該塔的側線採出，作為烷基化和烷基轉移反應的原料。塔釜得到的含有烷基苯和多烷基苯等介質的物流進入烷基苯塔進行分離，在烷基苯塔的塔頂可得到高純度的烷基苯產品，該烷基苯可作為生產苯乙烯或苯酚丙酮的原料。從烷基苯塔塔釜得到的含有多烷基苯的物料進入多燒基苯塔，反應生成的多烷基苯組份從該塔靠近塔頂的側線或塔頂採出作為烷基轉移反應的原料，與苯一起反應生成烷基苯，塔釜排出少量重組份。採用上述本發明的烷基苯的生產方法，省略了傳統烷基苯裝置中的脫烷烴塔系統，其中包括脫烷烴塔、塔頂冷凝器、回流罐、回流泵以及再沸器以及相應的控制措施。因此，採用本發明工藝，省略了脫烷烴塔所需的再沸蒸汽，能耗得以下降，適用於各種不同烯烴濃度原料的工藝流程，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為本發明的異丙苯生產工藝流程示意圖。圖1中I為苯和丙烯烷基化以及苯和多異丙苯烷基轉移反應單元，II為脫丙烷塔，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔，VI為苯塔回流罐。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，8為汙苯，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。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。本發明的異丙苯生產工藝見圖2。圖2中I為苯和丙烯烷基化以及苯和多異丙苯烷基轉移反應單元，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔，VI為苯塔塔頂冷凝器，VII為苯塔回流罐。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，8為汙苯，9為異丙苯產品，10為重組份。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，使大部分丙烷7以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐VII排出，同時以液相形式排出汙苯8，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，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%。苯塔採用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 20MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為45°C，排出含丙烷不凝氣，其中丙烷摩爾濃度為87. 2%，苯摩爾濃度為7.8%，其他非芳511101%。從塔頂回流罐中排出一股汙苯，其中苯含量為75. 8wt%，非芳含量為15. 9wt%，丙烷含量為8. 3wt%。異丙苯塔採用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0.02MPa (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。其中，苯塔塔釜熱負荷為5. 1MW，需消耗4.0MPa(g)蒸汽10. 4噸/小時。
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45°C，排出含丙烷的不凝氣，其中丙烷含量為81. 811101%,苯含量為7. 411101%,其他非芳10.從塔頂回流罐中排出一股汙苯,其中苯含量為71. Owt%，非芳含量為21. Owt%，丙烷含量為8. Owt%。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。其中，苯塔塔釜熱負荷為12. 3MW，需消耗4. OMPa(g)蒸汽21.1噸/小時。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%，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 4.6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. 97被％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 9.0噸/小時的蒸汽消耗量。
權利要求
1.一種烷基苯的生產方法，包括以下步驟 a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和烯烴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、循環苯和回收的多烷基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，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d)步驟； d)從c)步驟來的苯塔塔釜液進入烷基苯塔中部，塔頂得到烷基苯產品，塔釜液進入e)步驟； e)從d)步驟來的烷基苯塔塔釜液進入多烷基苯塔中部，多烷基苯從塔頂或側線採出送往烷基轉移反應器，多烷基苯塔塔底採出重組份。
2.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於烯烴是乙烯、丙烯；烷基苯是乙苯和異丙苯；不凝氣是乙烷或丙烷；新鮮苯進入苯塔脫除水份；原料乙烯或丙烯的摩爾濃度為70 100% ;原料苯的質量濃度為99. 0 100%。
3.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於烷基化反應液中含有乙烷或丙烷、苯、乙苯或異丙苯組份，其中乙烷或丙烷的的摩爾濃度為0. 001 5%。
4.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，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，苯塔塔頂操作壓力為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2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方法，其特徵在於經過苯塔塔頂冷凝器冷凝後的物料溫度為30 80°C。
7.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於苯塔塔頂回流罐排出的氣相物料中乙烷或丙烷的摩爾濃度為30 100%。
8.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，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。
9.根據權利要求1所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於烷基苯塔塔頂操作壓力為-0.1 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所述的烷基苯的生產方法，其特徵在於多烷基苯塔操作壓力為-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
本發明涉及一種烷基苯的生產方法，主要解決以往技術中存在的烷基苯生產能耗較高的問題。本發明通過採用包括如下步驟(1)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和烯烴的混合原料進入烷基化反應器，烷基化反應液進入苯塔；(2)在烷基轉移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環苯和多烷基苯進入烷基轉移反應器，烷基轉移反應產物進入苯塔；(3)苯塔頂得到含不凝氣的氣相物流和含苯的液體物流，塔釜物流進入烷基苯塔；(4)在烷基苯塔塔頂得到產品烷基苯，塔釜物料進入多烷基苯塔；(5)從多烷基苯塔塔頂或側線得到多烷基苯循環回烷基轉移反應器的技術方案，較好地解決了該問題，可應用於苯和烯烴烷基化生產烷基苯的工業生產中。
文檔編號C07C15/073GK103030519SQ20111030110
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
發明者楊衛勝, 李木金, 張忠群 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