CN101516810A - 用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法 - Google Patents

用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN101516810A
CN101516810A CNA2007800347369A CN200780034736A CN101516810A CN 101516810 A CN101516810 A CN 101516810A CN A2007800347369 A CNA2007800347369 A CN A2007800347369A CN 200780034736 A CN200780034736 A CN 200780034736A CN 101516810 A CN101516810 A CN 101516810A
Authority
CN
China
Prior art keywords
alkylation
alkene
catalyst
reactor
aftertreatment
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CNA2007800347369A
Other languages
English (en)
Other versions
CN101516810B (zh
Inventor
凯文·J·施温特
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Lummus Technology LLC
Original Assignee
Lummus Technology Inc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Lummus Technology Inc filed Critical Lummus Technology Inc
Publication of CN101516810A publication Critical patent/CN101516810A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN101516810B publication Critical patent/CN101516810B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/009—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping in combination with chemical reactions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/54—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition of unsaturated hydrocarbons to saturated hydrocarbons or to hydrocarbons containing a six-membered aromatic ring with no unsaturation outside the aromatic ring
    • C07C2/64—Addition to a carbon atom of a six-membered aromatic ring
    • C07C2/66—Catalytic processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/54—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition of unsaturated hydrocarbons to saturated hydrocarbons or to hydrocarbons containing a six-membered aromatic ring with no unsaturation outside the aromatic ring
    • C07C2/56—Addition to acyclic hydrocarbons
    • C07C2/58—Catalytic processes
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/10—Process efficiency
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
    • Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y10S203/00—Distillation: processes, separatory
    • Y10S203/06—Reactor-distillation

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)

Abstract

本发明涉及生产烷基化芳族化合物的方法，其包括：在烷基化反应条件下将烯烃和芳族化合物引入烷基化单元的至少第一和第二竖直间隔的催化反应区，提供烷基化产物，其中所述第二催化反应区位于第一催化反应区之上；其中使来自所述至少第一和第二催化反应区中每一个区的芳族化合物与冷却装置接触，用于再冷凝由该烷基化方法的反应放热所蒸发的芳族化合物的至少一部分；其中通过各自的第一和第二烯烃进料流以各自的烯烃进料速率将烯烃引入所述至少第一和第二催化反应区，使得在进口到至少第一和第二催化反应区的烯烃分压的变化保持低于约10％。本发明还涉及用于实施本发明的烷基化方法的装置。

Description

用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法
发明背景
技术领域
本发明涉及用于由烯烃和芳族化合物的烷基化反应生产烷基化芳族化合物的改进的催化蒸馏方法。
背景技术
催化蒸馏方法相对于常规的液相烷基化方法的优点是众所周知的。参见例如Smith，Jr.的美国专利4,307,254，4,443,559，4,849,569；Smith，Jr.等的美国专利5,243,115以及Jones，Jr.等的美国专利4,439,350。
一些最常见的烷基化反应包括分别用乙烯或者丙烯使苯烷基化，来生产乙苯或枯烯。乙苯在其生产苯乙烯(聚苯乙烯的前体)的用途中特别重要，而枯烯在其生产苯酚和丙酮的用途中特别重要。
所用的催化蒸馏单元迄今为止不能单独地将烯烃和芳族反应物完全转化为烷基化芳族产物。因此，催化蒸馏方法通常包括在液相运行的烷基化后处理反应器(finishing reactor)，用于将任何剩余的未反应的烯烃和芳族化合物转化为烷基化芳族产物，其中烯烃几乎完全转化。参见Pohl.的美国公开申请2004/0254412。
尽管用于烷基化反应的催化蒸馏方法已经提供了许多优点，但是仍然存在若干需予改进的方面。例如，已知该方法存在反应效率不足(即，不良的烯烃转化率)。该不良的烯烃转化率主要由于不能控制烷基化单元所需的烯烃分压所造成。
特别是，反应热(液相中催化剂上发生的反应)使得芳族化合物部分蒸发，从催化剂的最下部到最上部的蒸汽速率显著提高。向上逆流流经反应器的气态烯烃被吸收进液相，并为催化剂上的反应所消耗。由于近乎保持气-液平衡，结果是烯烃分压持续下降，因而从催化剂的最下部到最上部的液相烯烃浓度相应降低。液相烯烃浓度的降低使得反应速率相应降低，从而需要大得多的催化剂量以便沿着反应器向前进行反应时保持相同的烯烃转化率的增长。
因为催化剂的成本通常相当大，催化剂量较大可以导致该方法相当大的投资支出。此外，由于要求较大的烷基化反应器用于容纳催化剂，催化剂量较大进一步加重该方法的投资和运行成本。
在本领域中已经实现对烯烃分压一定程度的控制，但是在所有的催化剂床中没有产生维持满意的烯烃转化率的结果。例如，通过采用到催化蒸馏单元的底部的最优苯蒸汽进料速率并同时控制烯烃注入点的数量以及各个注入点的流速，在整个催化蒸馏单元获得了改善的烯烃转化率。但是，即使采用该改进，从中部到上部催化剂床烯烃转化率仍然急剧下降。
因而，对于具有改善的烯烃转化率的改进的烷基化反应的催化蒸馏方法存在需求。通过在整个催化蒸馏单元的催化剂较好地维持所需烯烃分压，特别需要改善烯烃转化率。该改进将使得使用较少的催化剂量，从而使得烷基化反应器的尺寸降低，和/或在整个烷基化反应器的总烯烃转化率较大。
发明内容
这些和其它目的首先通过提供在催化蒸馏反应器中生产烷基芳族化合物的方法而实现，其中催化蒸馏反应器中的蒸汽载量和烯烃分压的变化降低，可以提高反应段的有效数目。该方法包括下列步骤：
在烷基化反应条件下将烯烃和芳族化合物引入烷基化单元的至少第一和第二竖直间隔的催化反应区，提供烷基化的产物，其中所述第二催化反应区位于第一催化反应区之上；
其中使来自所述至少第一和第二催化反应区中每一个区的芳族化合物蒸汽与冷却装置(cooling means)接触，用于冷凝所述芳族化合物蒸汽的至少一部分；
其中经由各自的第一和第二烯烃进料流以各自的烯烃进料速率将烯烃引入该至少第一和第二催化反应区之中，使得在进口到至少第一和第二催化反应区的烯烃分压的变化保持低于约10％。
在具体的实施方式中，该方法包括：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入催化蒸馏单元之中，该催化蒸馏单元具有第一烷基化催化剂的至少两个下部床(lower bed)、最下部床和最上部床，在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生从该最下部床之下排出的液态烷基化反应器(alkylator)底部流出物(bottoms effluent)和从该最上部床之上排出的烷基化反应器气态顶部物流(overhead stream)，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；
b)使所述烷基化反应器气态顶部物流冷凝，形成冷凝的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的烷基化反应器顶部物流导至后处理反应器之中，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行，其中将烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而产生包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
c)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
e)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导至所述第一烷基化催化剂的至少两个下部床之上。
在另一实施方式中，该方法包括：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入催化蒸馏单元之中，该催化蒸馏单元具有第一烷基化催化剂的至少两个下部床、最下部床和最上部床，在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生从该最下部床之下排出的液态烷基化反应器底部流出物和从该最上部床之上排出的烷基化反应器气态顶部物流，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；
b)通过使用适宜的吸收剂基本上将烷基化反应器气态顶部物流中的所有烷基化芳族化合物除去，从而生产净化的(scrubbed)烷基化反应器顶部物流，其中所述吸收剂在未反应的芳族化合物和未反应的烯烃存在下能够选择性地除去烷基化芳族化合物；
c)将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝，形成冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流输送到后处理反应器之中，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行，其中将净化的烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而生产包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
e)将所述汽提过的后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
f)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导至所述第一烷基化催化剂的至少两个下部床之上。
在另一实施方式中，该方法包括：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入具有第一烷基化催化剂的催化蒸馏单元之中，所述催化蒸馏单元包括竖直排列的3～10个填充催化剂单元，且具有最下部的填充催化剂单元和最上部的填充催化剂单元；在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生在该最底部的填充催化剂单元之下排出的液态烷基化反应器底部流出物和在该最上部的填充催化剂单元之上排出的烷基化反应器气态顶部物流，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；其中通过2～7个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述2～7个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的3～10个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线；
b)通过使用适宜的吸收剂基本上将烷基化反应器气态顶部物流中的所有烷基化芳族化合物除去，从而生产净化的烷基化反应器顶部物流，其中所述吸收剂在未反应的芳族化合物和未反应的烯烃存在下能够选择性地除去烷基化芳族化合物；
c)将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝，形成冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流导至具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行的后处理反应器之中，其中将净化的烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而产生包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
e)将所述后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
f)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导向所述第一催化剂，其中冷却的后处理反应器流出物分支为若干分支进料管线，其数量等于或大于烯烃分支管线的数量；将冷却的后处理反应器流出物的各个分支进料管线注入到各个已供应烯烃的下部填充催化剂单元之上。
此外本发明包括用于实现上述方法的催化蒸馏设备。在优选的实施方式中，该催化蒸馏系统包括：
a)催化蒸馏单元，其具有第一烷基化催化剂，用于排出液态烷基化反应器底部流出物的在第一烷基化催化剂的最底部之下的烷基化反应器底部出口，和用于排出烷基化反应器气态顶部物流的在第一烷基化催化剂的最上部之上的烷基化反应器顶部出口，其中所述的催化蒸馏单元可在烷基化反应和蒸馏条件下在液相-气相组合中运行；
b)用于选择性和基本上除去烷基化反应器气态顶部物流中所有烷基化芳族化合物的装置，以生产净化的烷基化反应器顶部物流；
c)用于将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝并将其输送到后处理反应器的装置，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂和用于排出反应后的后处理反应器流出物的后处理反应器出口，其中所述的后处理反应器可在烷基化反应下在液相运行；
d)用于将所述后处理反应器流出物冷却到足够低的温度的装置，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝；以及
e)用于将冷却的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂之中的装置。
通过将芳族化合物、大部分芳族化合物反应物(例如，苯)和较低程度的反应放热所蒸发的烷基化芳族化合物(例如，二乙基苯和三乙基苯等)再冷凝，本发明有利地控制烯烃分压。通过将芳族化合物再冷凝，芳族化合物蒸汽流不再沿烷基化塔显著增加，这进而使得供应到各个催化剂床的烯烃分压更均匀、优化/有利地分布，而且逆流气-液流动状态更均匀。因此，与现有技术所实施的方法相反，在各个注入点不再要求为了使烯烃分压和反应速率最大而沿塔提高烯烃进料速率。
另外，由于芳族化合物蒸汽流不再沿烷基化反应器塔显著提高，在烷基化反应器的底部供应的初始芳族化合物蒸汽可以明显高于现有技术，同时保持或降低在烷基化反应器顶部的蒸汽载量。由于控制烷基化反应器顶部的压力负荷，在烷基化反应器顶部的蒸汽载量降低使得烷基化反应器直径较小。
此外，在烷基化反应器底部较高的初始芳族化合物蒸汽流速使得在烷基化反应器底部床的初始烯烃流速较高，同时不会超过任何设计的烯烃分压限制。例如，在现有技术的方法中从下向上分配为18％/21％/24％/37％的四个烯烃进料注入现在可以为分配为33％/26％/22％/19％的四个烯烃注入。
到各个下部催化剂床的较高的烯烃流速(包括新鲜的补充烯烃进料加上前一床层中存在的未反应的烯烃)以及这些床的每一个所产生的较高的烯烃转化率显著提高各下部催化剂床的催化剂生产率(每体积催化剂所转化的烯烃)。这与现有技术的较低的但不断增加的烯烃流和较低的烯烃转化率相反。
此外，具有相同催化剂床高度的烷基化反应器直径的降低甚至使得下部催化剂床的催化剂生产率较高，因为烯烃转化率提高且催化剂体积降低。所得的较高的催化剂生产率没有负面后果，因为在两种情形下催化剂生产率都足够低，以致不是催化剂运行时间或使用寿命的重要因素。
整个下部床(即接受新鲜的补充烯烃进料的那些床)所转化的烯烃量现已显著高于现有技术。例如，在现有技术的方法中，整个下部的四个催化剂床所转化的烯烃量通常为总烯烃进料的70％。这与本发明不同，在本发明中烯烃转化率通常为总烯烃进料的至少72％，但是使用的催化剂少了40％。
上部催化剂床(即不接受新鲜的补充烯烃进料的那些床)也运行良好。这些催化剂床进一步使存在于下部床的未转化烯烃反应，使得总CD烷基化反应器的烯烃转化率为至少75-85％(当使用后处理反应器时)，并提供运行时间(催化剂老化)的裕度(allowance)。首先，与现有技术的方法相比，由于将汽化的芳族化合物冷凝，即使不注入新鲜的补充烯烃进料，烯烃分压也较高。其次，与现有技术方法相比，现在有较少的未转化烯烃从下部催化剂床进入到上部的催化剂床。第三，与现有技术方法相比，对于相同的总催化剂量和直径较小的烷基化反应器，在下部床中含有较少的催化剂，从而在上部床中含有较多的催化剂。这意味着，现在有较大数目的相同床层高度的上部催化剂床，从而可用于接触和转化烯烃的上部总床层高度较大。
与现有技术的方法相比，该改进的下部催化剂床操作和改进的上部催化剂床操作，在具有相同的催化剂量的烷基化反应器中产生显著较高的烯烃转化率(烷基化反应器转化率高出5％～15％，取决于设计运行时间)；或者，与现有技术的方法相比，获得相同烯烃转化率所需的催化剂显著较少(催化剂少30％～40％，取决于催化剂运行时间的裕度)。
本发明较高的烯烃转化率使得后处理反应器比现有技术小，后处理反应器催化剂比现有技术少，因为在后处理反应器中需要转化的烯烃较少。当本发明的烯烃转化率与现有技术的方法相比近似相等时，这仍将使得烷基化反应器较小且烷基化反应器催化剂较少。每种情形均提供经济效益。
此外，由于在具有相同催化剂总量的直径较小的烷基化反应器中可以有较多的催化剂床总数，与在现有技术所实施的方法不同的是，现在可以有较多的注入点，以在额外的催化剂床之间分配烯烃进料。例如，在现有技术方法中从下向上分配为18％/21％/24％/37％的四个烯烃进料注入现在可以为分配为28％/23％/19％/16％/14％的五个烯烃注入。
较均匀地分配烯烃到较多的催化剂床意味着：1)更多的床接受新鲜的补充烯烃进料，和在高生产率运行；及2)有更多的床在最大的烯烃分压运行。这有效地增加了反应段的数目。较多的烯烃进料分配和较低的催化剂床生产率也可以导致较均匀的催化剂老化，从而潜在地得到较长的催化剂运行时间。
较多的CD烷基化反应器床在最大烯烃分压下也导致转化速率较高和所需要的后处理反应器转化率较低。总之，在本发明中整个催化蒸馏单元的平均烯烃分压较高，因此，整个催化蒸馏单元的平均反应速率较高。
在特别优选的实施方式中，通过包括用于冷却来自后处理反应器的流出物和在烷基化反应期间将该冷却的后处理反应器流出物供应到烷基化催化剂的方法，本发明提供上述优点。通过冷凝芳族化合物来降低芳族化合物的蒸汽压，该冷却的后处理反应器流出物有利地帮助保持所需的烯烃分压。该方法使得烯烃转化率改善(例如，为90％而不是80％)和/或所需的催化剂量降低以及烷基化和/或后处理反应器的尺寸降低。这些改进也使得该方法的成本降低和生产率较高。
附图说明
参照附图描述各实施方式，其中：
图1为本发明的优选催化蒸馏方法的视图；
图2为与运送烷基化反应器底部物流的元件106相连的优选蒸馏系统的视图。
具体实施方式
本申请中所用的术语“芳族化合物”包括不含烷基的芳族化合物如苯和萘，以及含烷基的芳族化合物如甲苯、二甲苯等。术语“烷基化芳族化合物”是指通过以下所述芳族化合物烷基化方法连接一个或多个附加烷基的化合物。
参照图1，本发明方法需要如图所示的对应于元件100的烷基化单元。在该烷基化单元中，将一种或多种烯烃化合物和一种或多种芳族化合物在烷基化反应条件下引入至少两个(即，第一和第二)竖直间隔的催化反应区中，其中第二催化反应区位于第一催化反应区之上。在烷基化单元运行期间，烯烃和芳族化合物经与各个反应区的催化剂接触而起反应，生产一种或多种烷基化芳族化合物。
如本领域已知的，烷基化单元100通常为在液相-气相组合模式和在适宜的烷基化反应条件下运行的催化蒸馏单元。优选地，催化蒸馏单元100在约270psig(磅/平方英寸)～约550psig的压力和约365°F～约482°F(185℃～约250℃)的温度运行，其中芳族化合物与烯烃的重量比优选为约2.0～约3.5。现有技术已知的催化蒸馏单元已经详细描述于Smith，Jr.的美国专利4,849,569中。
烷基化催化剂可以是本领域已知的任何适宜烷基化催化剂。该烷基化催化剂的优选组成和形式已经详细描述于Smith，Jr.的美国专利4,849,569和4,443,559中，将这两个专利以其整体并入本申请作为参考。适宜的烷基化催化剂除了具有催化烷基化反应的能力之外，应该具有合适的表面积并允许蒸汽流过，如Smith Jr.等的美国专利5,243,115及Smith Jr.的美国专利4,215,011和4,302,356所述，将这些专利以其整体并入本申请作为参考。
烷基化催化剂优选为适宜的酸性催化剂。适宜的酸性催化剂包括分子筛(mole分子筛)和阳离子交换树脂，如以上所引用的专利文献所述。一些特别优选的催化剂包括沸石X、沸石Y、沸石L、TMA菱钾沸石、丝光沸石、无定形二氧化硅-氧化铝、沸石BEA(β)、沸石MWW、MFI催化剂和沸石BEA。
优选地，烷基化催化剂处于离散的催化剂床形式。在优选的实施方式中，封装的(即填充的)催化剂单元形式的催化剂床竖直排列于催化蒸馏单元中。更优选地，在各个竖直排列的填充催化剂单元之间提供合适的间距。例如，在特别优选的实施方式中，烷基化催化剂含有若干竖直排列的填充催化剂单元，其中各个填充催化剂单元限制为高度大约6英尺，间距为18～30英寸。
在特别的实施方式中，烷基化催化剂包括竖直排列的至少两个、更优选至少3个和更优选至少4个填充催化剂单元。在另一实施方式中，烷基化催化剂包括竖直排列的5～10个填充催化剂单元。例如，烷基化催化剂可以包括竖直排列的5个、更优选6个和如图1所示的更加优选7个(即，元件103a-103g)填充催化剂单元，其中各个填充催化剂单元之间具有一定间距。
上述方法优选还包括后处理反应器119。该后处理反应器使来自烷基化反应器顶部物流的未反应芳族化合物和未反应烯烃化合物在高效液相法中反应为烷基化芳族化合物，使得未反应的烯烃基本上完全消耗。因此，在后处理方法之后基本上无未反应的烯烃残留。
因为后处理反应器运行效率高于在催化蒸馏单元的混合气相-液相中的烷基化，因此后处理反应器通常需要的催化剂比催化蒸馏单元少。后处理反应器119优选运行在约392°F～约446°F(200℃～约230℃)的温度、约550psig～约900psig的压力和约2.0～约10.0的芳族化合物与烯烃的摩尔比下。
后处理反应器的烷基化催化剂可以与烷基化单元的烷基化催化剂相同或相异(组成和/或结构设计)。为了区别所使用的两种烷基化催化剂，下文烷基化单元的烷基化催化剂将称为“第一烷基化催化剂”，后处理反应器的烷基化催化剂称为“第二烷基化催化剂”。
尽管第一烷基化催化剂优选为封装的包装形式，但是第二烷基化催化剂优选疏松催化剂的固定床形式，其含有如上对于第一烷基化催化剂所述的用于烷基化催化剂的任何适宜组成。第二烷基化催化剂的组成更优选选自沸石Y、沸石BEA(β)、沸石MWW、丝光沸石或MFI催化剂。
根据本发明，来自所述至少第一和第二催化反应区中每一个区的芳族化合物蒸汽与用于冷凝至少一部分芳族化合物蒸汽的冷却装置接触。本领域已知的用于冷却的任何装置可以用作该冷却装置。例如，该冷却装置可以是间接从催化蒸馏单元除去热量并传递到较冷的工艺物流或公用设施的冷却元件。
冷却元件的一些实例包括本领域已知的任何适宜的冷却器或换热器。冷却元件的一些更具体的实例包括插在催化剂床之间的泵唧循环冷却器和插接型U形管换热器(例如，在管程(tube side)含有冷却介质)，以及外部管壳式换热器，其中使烷基化反应器层间混合物强制在换热器(例如，在壳程含有冷却介质)的管程中循环。
冷却装置也可以是含有冷芳族化合物的物流，其优选处于足够低的温度，用于将汽化芳族化合物的至少一部分(更优选大部分)冷凝、更优选再冷凝。例如，除了冷却的后处理反应器流出物之外，还可以使用来自进料源F-3的冷却的芳族化合物物流来冷凝催化蒸馏单元的芳族化合物蒸汽，或者用它代替冷却的后处理反应器流出物。
更优选地，冷却装置是来自后处理反应器的冷却流出物。例如，在优选的实施方式中，通过以下过程完成冷却：在冷却后处理反应器流出物之前首先除去后处理反应器流出物的挥发性化合物(例如，在轻组分汽提塔(lights stripper)102中)，然后将汽提过的和冷却的后处理反应器流出物导向至少两个下部催化剂床之上。
通过使由反应放热而蒸发的芳族化合物的至少大部分(例如，等于或大于90％)再冷凝来降低芳族化合物的蒸汽压，该冷却的后处理反应器流出物有利地帮助保持烷基化催化剂中所需的烯烃分压。该改进使得该方法的烯烃转化率提高，尤其使得所需催化剂量降低和烷基化反应器的尺寸降低。这些改进使得该方法的成本降低和产物产率较高。
第一烷基化催化剂优选位于催化蒸馏单元100的下部附近。更优选地，在第一烷基化催化剂的最下部之下设置足够的间隔，用于引入和蓄积芳族化合物和/或烯烃蒸汽或液体。类似地，催化蒸馏单元100优选包括在第一烷基化催化剂的最上部之上的足够间隔用于内置吸收剂(例如，101)，和/或轻组分汽提塔(例如，102)，下面对它们进一步详细描述。第一烷基化催化剂的最下部之下和/或最上部之上的间隔可以为例如烷基化单元的高度的1/20～1/2。提供该范围仅为说明的目的，不应理解为限制本发明的范围。如果合适可以采用在该范围之外的数值。
通过适宜的烯烃和芳族化合物进料管线(即，含烯烃和含芳族化合物的物流)将烯烃进料F-1和芳族化合物进料F-2引入烷基化单元的至少第一和第二催化反应区之中。各进料管线可以独立地分流或不分流，直接地或间接地与烷基化单元连接，使烯烃或芳族化合物进料接触(即，进入)烷基化催化剂。烯烃进料和芳族化合物进料可以独立的烯烃和芳族化合物进料管线的形式单独引入烷基化单元中，或者可选择地，以合并的烯烃-芳族化合物混合物的形式在一个或多个进料管线中引入。
在一种实施方式中，通过使用两股或更多股烯烃物流在两个或更多个催化剂位置将烯烃供应到第一烷基化催化剂。例如，烯烃进料管线可以分支为2～10个或者4～8个分支烯烃进料管线，其中任一个分别供应到第一烷基化催化剂的竖直排列的2～10个或4～8个填充催化剂单元。优选地，各个烯烃进料管线将烯烃导入单个填充催化剂单元(更优选在下面)。分支烯烃进料管线的数量和填充催化剂单元的数量彼此独立，条件是至少填充催化剂单元与烯烃进料管线一样多。
例如，在优选的实施方式中，如图1所示，经由烯烃进料管线104将烯烃进料F-1送至第一烷基化催化剂，其中该烯烃进料管线104分支为四个物流104a-104d，各自将烯烃供应到总计7个竖直排列的填充催化剂单元(即，103a-g)中的四个填充催化剂单元(即，103a-d)之一。如果需要，烯烃进料管线104可以分成5个、6个、7个或更多数目的烯烃物流，其各自将烯烃导向填充催化剂单元，其中至少有5个、6个、7个或更多数目的竖直排列的填充催化剂单元。
优选地，将烯烃注入到下部催化剂床，从而使上部催化剂床的一个或多个(例如，1、2、3或4个)催化剂床没有导入烯烃进料。更优选在下部催化剂床的每一个催化剂床之下注入烯烃。在最上面的烯烃进料点之上具有催化剂床是特别有利的，因为这些上部催化剂床使来自于最上部的烯烃进料源之上的催化剂床的剩余烯烃反应。
例如，在具体的实施方式中，通过2～7个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述2～7个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的3～10个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线。
在另一实施方式中，通过3～5个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述3～5个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的4～8个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线。
在各个烯烃和芳族化合物进料管线汇合催化蒸馏单元100的附近，提供用于将烯烃或芳族化合物分配到催化剂之上(或之中)的手段。该分配烯烃或芳族化合物的手段可以是本领域已知的任何适宜手段，例如喷射或喷雾。
优选经由单一进料管线105将芳族化合物进料管线F-2中的一种或多种芳族化合物在催化蒸馏单元之上的任何适宜位置引入催化蒸馏单元中。在优选的实施方式中，如图1所示，在第一烷基化催化剂的最下部之下例如在填充催化剂单元103a之下引入芳族化合物进料F-2。
F-1中的烯烃进料和F-2中的芳族化合物进料可以独立地以液体或气体形式引入。优选将芳族化合物在填充催化剂单元103a之下引入催化蒸馏单元100的最下部之中。分配气体烯烃并溶解于液相芳族化合物中。将催化剂在液相中浸湿，烷基化反应发生在催化剂表面上的液相中。
烯烃进料可以含有任何适宜浓度的烯烃。例如，烯烃可以是低浓度如5％、10％、15％或20％(以体积、重量或摩尔比计)，或者中等浓度如25％、35％、40％、50％或60％。但是，高浓度的烯烃进料如70％、80％、90％、95％、98％或更高(以体积、重量或摩尔比计)对于本发明是尤其有利的。
烯烃来源可以是任何适宜来源。例如，烯烃可以是高纯度如聚合物级别的乙烯或丙烯。可选择地，烯烃可以是低纯度的，例如来自炼油操作的废气，如来自流化床催化裂化(FCC)操作。废气来源的乙烯可以含有例如大约10％～约30％体积的乙烯，大约50％～70％甲烷和氢气，以及少量其它轻质烃组分如乙烷和丙烷。其它轻质组分可以包括一氧化碳、二氧化碳和/或氮气。
根据本发明的方法，经由烯烃进料管线104引入的烯烃需要能够与一种或多种芳族化合物进行烷基化反应。例如，烯烃可以是一种或多种具有2～20个碳原子和至少一个双键的烃类化合物。适宜烯烃的一些实例包括：乙烯、丙烯、1-丁烯、1，3-丁二烯、2-丁烯、1-戊烯、1-己烯、2-己烯、3-己烯、1-庚烯、1-辛烯、1-壬烯、1-癸烯、乙苯、苯乙烯和二乙烯基苯。
根据本发明乙烯和丙烯是其中最重要的烯烃，因为它们可以与苯烷基化，分别制成至少两种商业上重要的终产物，乙苯和枯烯。
根据本发明的方法，经由芳族化合物进料管线105引入的一种或多种芳族化合物需要能够与一种或多种烯烃进行烷基化反应(即，是可烷基化的)。可用作本申请所述方法的物料组分的适宜的可烷基化芳族化合物的一些实例包括苯、甲苯、二甲苯(例如，邻-、间-和对-二甲苯)、萘、联苯，以及它们的衍生物。苯是特别优选的。
一旦烯烃在第一烷基化催化剂存在下与芳族化合物接触，烯烃与芳族化合物反应形成烷基化芳族化合物，例如单烷基化芳族化合物(例如，乙苯或枯烯)以及一部分多烷基化芳族化合物。单烷基化芳族化合物通常是所需要的产物。
优选在第一烷基化催化剂的最下部之下排出的烷基化反应器底部流出物106包括这些己烷基化芳族化合物产物以及一些未反应的芳族化合物如未反应的苯。根据本领域已知的任何适宜方法如蒸馏，可以将来自烷基化反应器底部流出物106的己烷基化芳族化合物彼此分离以及与未反应的芳族化合物分离，如以下所进一步讨论的。
在第一烷基化催化剂的最上部之上排出的组分(例如，在填充催化剂单元103g之上和进入烷基化反应器顶部物流108之中的组分)中包括未反应的芳族化合物、未反应的烯烃，通常包括一定量的己烷基化芳族化合物。如果不将己烷基化芳族化合物从烷基化反应器顶部物流108除去，其将在后处理反应器119中与烯烃反应，产生多烷基化芳族化合物。因此，当需要使单烷基化产物的选择性最大时，优选在后处理反应器119中处理烷基化反应器顶部物流之前，通过如使用适宜的吸收剂101，将该烷基化芳族化合物基本上从烷基化反应器顶部物流108中除去，其中该吸收剂101优选置于第一烷基化催化剂的最上部之上且在排出烷基化反应器顶部物流的位置之下。
在未反应的芳族化合物和烯烃化合物存在下，吸收剂101能够选择性除去烷基化芳族化合物，其优选包括塔板部分或填料部分(trayed or packedsection)，该塔板部分或填料部分借助于适宜的吸收剂能够提供至少约2～3个理论去除板(theoretical stages of removal)。优选地，吸收剂为吸收烷基化芳族化合物的液态芳族化合物。为了产生相对于最上部催化剂床103g存在的组分向下的液态芳族化合物流，优选经由管线125a将该液态芳族化合物引入吸收剂101的上部之中。
液态芳族化合物吸收剂的来源，即液态芳族化合物进料管线125a优选从液态芳族化合物主进料管线125分支，其与液态芳族化合物进料源F-3连接。液态芳族化合物源可以是通过使用如下所述的合适的蒸馏系统(例如如图2所示)，从烷基化反应器底部流出物106中回收的循环芳族化合物(例如，循环的苯)。更优选地，吸收剂为新鲜的芳族化合物反应物如新鲜的苯，因为新鲜的芳族化合物源含有极少或不含烷基化芳族化合物，从而将更有效地去除烷基化芳族化合物。
在优选的实施方式中，在将烷基化反应器顶部物流108经由物流管线116供应到后处理反应器119之前，该烷基化反应器顶部物流108已经基本上已除去烷基化芳族化合物，且含有未烷基化芳族化合物、烯烃和轻组分，在一个或多个能够冷凝和/或低温冷却顶部物流108的冷却元件109中使该烷基化反应器顶部物流108冷凝或低温冷却(更优选不进行低温冷却)。然后将冷凝的未反应烯烃/芳族化合物物流管线111汇集到后处理反应器进料罐110之中，经由进料罐排出管线113排到一个或多个后处理反应器进料泵112，通过后处理反应器进料泵排出管线113泵送至换热器114，其中通过后处理反应器流出物管线120将该冷凝的烷基化反应器顶部物流预热。然后将该经预热的烷基化反应器顶部物流经由管线113从换热器114供应至后处理反应器进料加热器117，用于进一步加热。然后经由分支进料管线125b(优选含有新鲜的和/或再循环的苯)使来自源F-3的液态芳族化合物与经加热的后处理反应器物料合并，以控制芳族化合物与烯烃的比例，由此形成后处理反应器进口物流116，其含有来自烷基化反应器顶部物流的经加热的未反应烯烃和芳族化合物以及来自管线125b的另外的液态芳族化合物，和任选的一些轻组分。
后处理反应器流出物物流120主要包括单烷基化芳族化合物、多烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，以及气体组分(即，轻组分)，该气体组分包括诸如甲烷、乙烷、氢气、一氧化碳、二氧化碳、丙烷和/或氮气等的气体物质。在优选的实施方式中，在轻组分提取区102处理之前，将后处理反应器流出物物流120的至少一部分优选首先冷却到汽提塔顶部压力对应的泡点温度(例如，通过换热器114中的冷物流113冷却，如图1所示)。该轻组分提取区包括至少一个能够选择性地从后处理反应器流出物120中除去如上所述的气体组分的轻组分汽提塔，其可以是本领域已知的任何适宜的轻组分汽提塔。
优选地，轻组分提取区102设在催化蒸馏单元的最上部，优选包括1～5个塔板，更优选2～4个塔板。如果发现必需或需要，也可以通过使用本领域已知的脱乙烷塔，使后处理反应器流出物单独地去除乙烷。可以通过排空管线128将轻组分提取区102中分离的轻组分以塔顶流出物释放出来。如果需要，可以将轻组分冷凝，送入收集器。轻组分提取区102也可以单独设置，同时具有适宜的底部泵。
汽提后的后处理反应器流出物物流124以来自轻组分汽提塔102的塔底物的形式得到。为了进一步优化汽提过程，优选在轻组分汽提塔再沸器126中加热汽提后的后处理反应器流出物物流124的一部分，然后经由分支管线124e再循环到轻组分汽提塔102。
在现有技术的方法中，对于未冷却的和未汽提的后处理反应器流出物通常将其作为回流在最上部催化剂床之上送回到催化蒸馏单元的顶部，以提供在该单元内的向下液流。但是，与现有技术不同，本发明提供这样的方法：其中使后处理反应器流出物124在汽提塔102除去轻组分，然后在第一烷基化催化剂的各床(优选下部床)之间分流之前，通过冷却器123将其冷却，更优选低温冷却。优选地，在供应烯烃的第一烷基化催化剂的下部床之间，更优选在第一烷基化催化剂的下部床的各床之上，将冷却的物流124分成近似相等的份数。更优选地，优选使用内管分配器如“梯形”液体管式分配器在各催化剂床之间注入该冷却的物流124。
将物流124冷却到足够低的温度，以使催化蒸馏单元中的芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝。优选地，将物流124冷却到足够低的温度，以使在催化蒸馏单元中由反应热蒸发的芳族化合物的至少主要部分再冷凝，其中“主要部分”优选为在催化剂床蒸发的芳族化合物的至少约90％。
更优选地，将冷却的物流124冷却到这样的温度，其将导致与催化剂床中所蒸发的量相等的芳族化合物冷凝，其中在该催化剂床之下供应芳族化合物。通常，该物流可以逆着产生低压(LP)或中压(MP)蒸汽的锅炉给水(BFW)进行冷却，取决于蒸汽水平，可以产生在任何位置温度为250°F～350°F的物流。也可以使用热集成，其中使该物流与其它工艺物流进行热交换。实际上，因为供应冷却液体的催化蒸馏单元的位置的温度通常在365°F～482°F的范围内，具有在上述温度范围之内或之下的温度的液体将引起烷基化反应器内的蒸汽冷凝。
例如，在优选的实施方式中，将汽提过的和冷却的后处理反应器流出物引入催化蒸馏单元，温度为约289°F，与271°F的LP蒸汽温度相差18°F。这通常将导致烷基化反应器底部温度(106物流)为约430°F～约436°F。
冷却的后处理反应器流出物物流使得第一烷基化催化剂产生的反应热所形成的芳族化合物蒸汽(例如，苯蒸汽)再冷凝。由于芳族化合物的冷凝，因此更容易保持所需的烯烃分压以及使烯烃在整个第一烷基化催化剂中更均匀地分配，特别是在至少第一和第二催化反应区的进口更均匀地分配。
对于供应烯烃的下部催化剂床，烯烃分压的平衡是特别重要的。在第一烷基化催化剂没有直接烯烃进料的上部的各催化剂床经受朝着最上部催化剂床的方向连续下降的烯烃分压。
例如，在优选的实施方式中，供应烯烃的下部催化剂床的进口处的烯烃分压变化不超过约10％。更优选地，下部催化剂床的进口处的烯烃分压变化不超过约5％，更加优选不超过约1％。在特别优选的实施方式中，在催化剂床的下部中(例如，在烯烃进料物流104a-104d中)基本上不存在烯烃分压变化，即低于1％；催化剂床的下部的烯烃分压基本上等于约3.5巴的最大容许分压。
在现有技术中，要求持续增大的烯烃进料速率，以在催化蒸馏塔的逐渐增高的催化剂床层保持最大烯烃分压，与该现有技术相反，本发明的方法在沿催化蒸馏塔的位置持续升高的烯烃进料物流(例如，104a-104d)中采用几乎相同的烯烃进料速率可以保持最大烯烃分压。例如，第二催化反应区(例如，104b)的烯烃进料物流的烯烃进料速率可以与第一催化反应区(例如，104a)的烯烃进料物流的烯烃进料速率近似相等。同样地，对于在塔内持续升高的烯烃进料，烯烃进料物流104c的烯烃进料速率可以与烯烃进料物流104b的烯烃进料速率近似相等，其中在催化蒸馏单元中烯烃进料物流104b位于在104c之下，等等。
此外，在催化蒸馏塔中，在塔内较高的位置的烯烃进料物流的烯烃进料速率可以低于在较低位置的烯烃进料物流的烯烃进料速率。例如，对于104a，与104b、104c或104d相比，104a的烯烃进料速率可以低1～5％。
因为该改进使得催化剂效率保持在较高的水平，烯烃可以以较高速率供应到催化剂，而不会使得转化率明显降低。因此，与现有技术已知的方法相比，该改进允许使用较少的催化剂。
优选地，通过使用来自物流124的两个或更多个分支进料管线，将汽提过的和冷却的后处理反应器流出物物流124在两个或更多个位置供应到第一烷基化催化剂。更优选地，将物流124分支为2～10个、更优选4～8个分支进料管线，其供应到第一烷基化催化剂的竖直排列的2～10个、更优选4～8个填充催化剂单元。将冷却的后处理反应器流出物的各个分支物流导向至少一个填充催化剂单元(且优选在至少一个填充催化剂单元之上)，分支进料管线的数目与填充催化剂单元的数目彼此独立，条件是至少填充催化剂单元与后处理反应器流出物的分支进料管线一样多。
在优选的实施方式中，经由单独的物流将冷却的后处理反应器流出物物流仅注入到烯烃进料所注入的在第一烷基化催化剂的下部的那些催化剂床中。例如，如图1所示，经由物流124将冷却的后处理反应器流出物送至第一烷基化催化剂，物流124分支为4个物流124a-124d，其各自向烯烃进料所注入的下部催化剂床中的四个填充催化剂单元(即，103a-d)中的每一个供应冷却的后处理反应器流出物，在催化蒸馏单元100总共有7个竖直排列的填充催化剂单元(即，103a-g)。如果需要，冷却的后处理反应器流出物124可以分成5个、6个、7个或更多数目的物流，其各自供应到填充催化剂单元，其中有至少5个、6个、7个或更多数目的竖直排列的填充催化剂单元。
在一些实施方式中，也可以优选在没有烯烃供应的催化剂床之上注入冷却的物流124。在没有烯烃供应的上部催化剂床，仍然有未反应的烯烃存在，随着接近最上部的催化剂床，其量不断降低同时反应速率不断降低。然而，冷凝这些上部催化剂床中的芳族化合物具有提高未反应烯烃的分压的优点，因而用来提高反应速率，该反应速率高于不冷凝这些催化剂床中的芳族化合物时的反应速率。
任意数量的补充或辅助方式可以包括在上述方法中，用于改进、提高或优化该方法。例如，在优选的实施方式中，经由适宜的蒸馏方法进一步处理烷基化反应器底部流出物106，以将烷基化反应器底部流出物中的一种或多种产物(例如，单烷基化或多烷基化芳族化合物)与烷基化反应器底部流出物的其它组分分离，以及回收未反应的芳族化合物(例如，再循环的苯)。
优选的蒸馏系统如图2所示。参照图2，优选首先经由泵107向所示的蒸馏单元的蒸馏塔160供应烷基化反应器底部流出物106。塔160将未反应的芳族化合物同单烷基芳族化合物和重组分分离。例如，塔160可以将苯同乙苯和重组分分离。将芳族化合物以蒸汽从塔顶蒸出，并优选经由管线161送至冷凝器162而使之液化。如果需要，然后可以将液化的芳族化合物保持在收集器163中。然后可以经由管线164将来自收集器163的液化的芳族化合物送回到塔160作为回流。一部分芳族化合物可以从管线164排出作为液态芳族化合物进料管线125(如图1所示)，并经由分支管线125a直接地或者通过任何优选的中间步骤送回到烷基化反应器100。塔底物流167优选通过再沸器168循环回塔160。
优选将来自塔160的塔底物流166送到蒸馏塔170，用于将单烷基芳族化合物组分与多烷基芳族化合物组分分离。单烷基芳族化合物可以包括例如乙苯或枯烯。多烷基芳族化合物可以包括例如二乙基苯、三乙基苯、四乙基苯、二-正丙基苯、乙基-正丙基苯、乙基异丙基苯、二异丙基苯和三异丙基苯。塔底物流177优选通过再沸器178循环回蒸馏塔170。
来自塔170的塔顶单烷基芳族化合物蒸汽流171优选在冷凝器172中液化，并送入收集器173。优选经由管线174将塔顶流出物的一部分循环回塔170作为回流。塔顶流出物171的另外部分优选经由管线175作为单烷基化芳族化合物(例如，乙苯或枯烯)产物P排出。
优选通过蒸馏塔180进一步处理含有多烷基化芳族化合物的塔底物流176，该蒸馏塔180用于将作为塔顶物流181的多烷基芳族化合物(例如，二乙基苯)同作为底部物流186的沥青稀释油(flux oil)(B)分离。沥青稀释油通常含有二苯基乙烷、四乙基苯以及其它高沸点组分，可以将其弃去或者用作例如传热流体、燃油或吸收剂。
塔底物流187优选通过再沸器188循环回蒸馏塔180。来自蒸馏塔180的塔底流出物的一部分可以经由管线186作为沥青稀释油B排出。塔顶多烷基化芳族化合物蒸汽流181优选在冷凝器182中液化，并送到收集器183。塔顶物流的一部分可以经由管线184循环回塔180作为回流。
在另外的实施方式中，可以在方法中包括烷基转移反应器(transalkylator)。烷基转移反应器使多烷基化芳族化合物产物与未烷基化芳族化合物反应，主要产生单烷基化的产物。例如，烷基转移反应器可以包含在该方法中，以使二乙基苯与苯反应，获得作为主要产物的乙苯。为了完成这一点，可以将多烷基化芳族化合物物流185直接地供应到烷基转移反应器之中，或者通过如一个多个排空汽提塔(vent stripper)或排空吸收器(vent absorber)间接供应。
烷基转移反应器含有适宜的烷基转移催化剂如沸石β、沸石Y或其它适宜沸石，其在本领域已知的适宜烷基转移反应条件下运行。例如，烷基转移反应器可以在以下条件运行：温度为365°F～约482°F(185℃～约250℃)，压力为约350psig～约600psig，空速为约3.5～5.0WHSV，苯基与乙基的摩尔比为约2.0～约5.0，优选3.0。
在另一方面，本发明涉及用于实施上述烷基化方法中任一种的设备。该装置优选设备：a)如上所述的，具有第一烷基化催化剂的催化蒸馏单元，b)用于选择性和基本上去除烷基化反应器蒸汽塔顶物流中的所有烷基化芳族化合物的装置，以生产净化的烷基化反应器塔顶物流，c)如上所述的，用于将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝并将其输送到具有第二烷基化催化剂的后处理反应器的装置，该后处理反应器具有用于排出反应后的后处理反应器流出物的后处理反应器出口；d)用于将所述后处理反应器流出物冷却到足够低的温度的装置，用于将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝；以及e)用于将冷却的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂之中的装置。
在另外的实施方式中，该设备进一步包括在冷却步骤(d)之前用于除去后处理反应器流出物中任何挥发性化合物的主要部分的装置，以形成汽提过的和冷却的后处理反应器流出物。在另一实施方式中，第一烷基化催化剂包括至少两个下部床，最下部床和最上部床。在又一实施方式中，提供用于将汽提过的和冷却的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂的至少两个下部床之上的装置。
因此，尽管已经描述来目前认为是本发明优选的实施方式，但本领域技术人员将认识到在不脱离本发明精神的情况下，可以实施其它和另外的实施方式，因而意图包括落入本申请所记载的权利要求的真正范围之内的所有这些进一步改进和变化。

Claims (34)

1.一种烷基化方法，其包括：
在烷基化反应条件下将烯烃和芳族化合物引入烷基化单元的至少第一和第二竖直间隔的催化反应区，提供烷基化的产物，其中所述第二催化反应区位于第一催化反应区之上；
其中使来自所述至少第一和第二催化反应区中每一个区的芳族化合物蒸汽与冷却装置接触，用于冷凝所述芳族化合物蒸汽的至少一部分；
其中经由各自的第一和第二烯烃进料流以各自的烯烃进料速率将烯烃引入该至少第一和第二催化反应区之中，使得在进口到至少第一和第二催化反应区的烯烃分压的变化保持低于约10％。
2.权利要求1的方法，其中第二烯烃进料流的烯烃进料速率不大于第一烯烃进料流的烯烃进料速率。
3.权利要求1的方法，其中冷却装置包括在第一和第二催化反应区每一个之上引入冷却的含芳族化合物的物流，该冷却的含芳族化合物的物流被冷却到足够低的温度，以使由该烷基化方法的反应热蒸发的芳族化合物的至少大部分再冷凝。
4.权利要求1的方法，其中冷却元件包括换热器。
5.权利要求1的方法，其中冷却装置包括设置于第一和第二催化反应区每一个之上的换热装置。
6.生产烷基化芳族化合物的方法，其包括以下步骤：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入催化蒸馏单元之中，该催化蒸馏单元具有第一烷基化催化剂的至少两个下部床、最下部床和最上部床，在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生从该最下部床之下排出的液态烷基化反应器底部流出物和从该最上部床之上排出的烷基化反应器气态顶部物流，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；
b)使所述烷基化反应器气态顶部物流冷凝，形成冷凝的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的烷基化反应器顶部物流导至后处理反应器之中，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行，其中将烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而产生包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
c)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
e)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂的所述至少两个下部床之上。
7.权利要求6的方法，其中芳族化合物为苯。
8.权利要求6的方法，其中烯烃为乙烯或丙烯。
9.权利要求6的方法，其中所述的烷基化反应器底部流出物包括乙苯或枯烯。
10.权利要求6的方法，其中所述的烷基化反应器底部流出物还包括多烷基化苯和未反应的苯。
11.权利要求6的方法，其中催化蒸馏单元的烷基化反应条件包括：压力为约270psig～约550psig，温度为约185℃～约250℃，芳族化合物与烯烃的重量比为约2.0～约3.5。
12.权利要求6的方法，其中在根据步骤(b)操作后处理反应器之前，使用适宜的吸收剂基本上将烷基化反应器顶部物流中的所有烷基化芳族化合物除去，其中所述吸收剂能够在未反应的芳族化合物和未反应的烯烃存在下选择性除去烷基化芳族化合物。
13.权利要求12的方法，其中所述吸收剂设置于第一烷基化催化剂的最上部之上，且在排出烷基化反应器顶部物流的位置之下。
14.权利要求6的方法，其中第一烷基化催化剂包括竖直排列的两个或更多个适宜酸性催化剂的填充单元，在各个填充催化剂单元之间具有适当的间距。
15.权利要求14的方法，其中第一烷基化催化剂包括竖直排列的5～10个填充催化剂单元。
16.权利要求15的方法，其中第一烷基化催化剂包括竖直排列的7个填充催化剂单元。
17.权利要求14的方法，其中通过2～7个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述2～7个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的3～10个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线。
18.权利要求14的方法，其中通过3～5个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述3～5个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的4～8个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线。
19.权利要求6的方法，其中将芳族化合物以蒸汽引入第一烷基化催化剂的最下部之下。
20.权利要求6的方法，还包括(i)将烷基化反应器顶部物流冷凝，产生冷凝的烷基化反应器顶部物流，和(ii)在将烷基化反应器顶部物流引入后处理反应器之前，加热所述冷凝的烷基化反应器顶部物流。
21.权利要求6的方法，其中除去挥发性化合物的步骤(c)是通过轻组分提取区进行的，该轻组分提取区能够选择性地从后处理反应器流出物中除去气体组分，形成其中已经基本上除去了气体组分的汽提过的后处理反应器流出物。
22.权利要求21的方法，其中所述轻组分提取区位于催化蒸馏单元的最上部。
23.权利要求6的方法，其中步骤(c)的冷却步骤通过一个或多个冷却器或冷凝器实现。
24.权利要求6的方法，其中经由一个或多个分支进料管线将冷却的后处理反应器流出物供应到第一烷基化催化剂。
25.权利要求24的方法，其中第一烷基化催化剂包括竖直排列的3～10个填充催化剂单元，且通过2～7个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述2～7个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的3～10个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元供应烯烃，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线；其中将冷却的后处理反应器流出物分支为多个分支进料管线，其数目等于烯烃分支管线的数目，将冷却的后处理反应器流出物的各个分支进料管线注入到各个供应烯烃的下部填充催化剂单元之中。
26.权利要求24的方法，其中第一烷基化催化剂包括竖直排列的4～8个填充催化剂单元，且通过3～5个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述3～5个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的4～8个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元供应烯烃，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线；其中将冷却的后处理反应器流出物分支为若干分支进料管线，其数目等于烯烃分支管线的数目，将冷却的后处理反应器流出物的各个分支进料管线注入到各个供应烯烃的下部填充催化剂单元之中。
27.权利要求6的方法，还包括通过蒸馏法处理烷基化反应器底部流出物，所述蒸馏法能够将所需的烷基化芳族化合物与烷基化反应器底部流出物的其它组分分离。
28.一种生产烷基化芳族化合物的方法，其包括以下步骤：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入催化蒸馏单元之中，该催化蒸馏单元具有第一烷基化催化剂的至少两个下部床，最下部床和最上部床，在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生从该最下部床下面排出的液态烷基化反应器底部流出物和从该最上部床之上排出的烷基化反应器气态顶部物流，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；
b)通过使用适宜的吸收剂基本上将烷基化反应器气态顶部物流中的所有烷基化芳族化合物除去，从而生产净化的烷基化反应器顶部物流，其中所述吸收剂在未反应的芳族化合物和未反应的烯烃存在下能够选择性地除去烷基化芳族化合物；
c)将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝，形成冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流导至后处理反应器之中，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行，其中将净化的烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而产生包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
e)将汽提过的后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
f)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导至所述第一催化剂的至少两个下部床之上。
29.一种生产烷基化芳族化合物的方法，其包括下列步骤：
a)将一种或多种芳族化合物和一种或多种烯烃引入具有第一烷基化催化剂的催化蒸馏单元之中，所述催化蒸馏单元包括竖直排列的3～10个填充催化剂单元，且具有最下部的填充催化剂单元和最上部的填充催化剂单元；在烷基化反应条件下以液相-气相组合模式运行该催化蒸馏单元，产生在该最底部的催化剂单元之下排出的液态烷基化反应器底部流出物和在该最上部的催化剂单元之上排出的烷基化反应器气态顶部物流，其中该底部流出物包括烷基化芳族化合物和未反应的芳族化合物，该顶部物流包括未反应的芳族化合物和未反应的烯烃；其中通过2～7个分支烯烃进料管线将烯烃供应到第一烷基化催化剂，所述2～7个分支烯烃进料管线对第一烷基化催化剂的竖直排列的3～10个填充催化剂单元的下部中相等数目的填充催化剂单元进料，其中填充催化剂单元的数目大于分支烯烃进料管线的数目，从而使得上部填充催化剂单元无烯烃进料管线；
b)通过使用适宜的吸收剂基本上将烷基化反应器气态顶部物流中的所有烷基化芳族化合物除去，从而生产净化的烷基化反应器顶部物流，其中所述吸收剂在未反应的芳族化合物和未反应的烯烃存在下能够选择性地除去烷基化芳族化合物；
c)将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝，形成冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流；将所述冷凝的和净化的烷基化反应器顶部物流导至具有第二烷基化催化剂且在烷基化反应条件下在液相运行的后处理反应器之中，其中将净化的烷基化反应器顶部物流中未反应的芳族化合物和未反应的烯烃转化为烷基化芳族化合物，其中未反应的烯烃基本上完全消耗掉，从而产生包含烷基化芳族化合物和基本上无未反应的烯烃的后处理反应器流出物；
d)将所述后处理反应器流出物中全部挥发性化合物的大部分除去，形成汽提过的后处理反应器流出物；
e)将所述后处理反应器流出物的至少一部分冷却到足够低的温度，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝，从而形成汽提并冷却过的后处理反应器流出物；以及
f)在催化蒸馏单元运行期间将所述汽提并冷却过的后处理反应器流出物导向所述第一烷基化催化剂，其中冷却的后处理反应器流出物分支为多个分支进料管线，其数目等于或大于烯烃分支管线的数目；将冷却的后处理反应器流出物的各个分支进料管线注入到各个供应烯烃的下部填充催化剂单元之上。
30.权利要求29的方法，其中在整个下部催化剂单元烯烃分压的变化不大于约5％。
31.用于生产烷基化芳族化合物的设备，其包括：
a)催化蒸馏单元，其具有第一烷基化催化剂，用于排出液态烷基化反应器底部流出物的在第一烷基化催化剂的最底部之下的烷基化反应器底部出口，和用于排出烷基化反应器气态顶部物流的在第一烷基化催化剂的最上部之上的烷基化反应器顶部出口，其中所述的催化蒸馏单元可在烷基化反应和蒸馏条件下在液相-气相组合中运行；
b)用于选择性和基本上除去烷基化反应器气态顶部物流中所有烷基化芳族化合物的装置，以生产净化的烷基化反应器顶部物流；
c)用于将所述净化的烷基化反应器顶部物流冷凝并将其输送到后处理反应器的装置，该后处理反应器具有第二烷基化催化剂和用于排出反应后的后处理反应器流出物的后处理反应器出口，其中所述的后处理反应器可在烷基化反应下在液相运行；
d)用于将所述后处理反应器流出物冷却到足够低的温度的装置，以将催化蒸馏单元中芳族化合物蒸汽的至少一部分冷凝；以及
e)用于将冷却的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂之中的装置。
32.权利要求31的设备，还包括用于在冷却步骤(d)之前将后处理反应器流出物中任何挥发性化合物的主要部分去除的装置，以形成汽提过的和冷却的后处理反应器流出物。
33.权利要求32的设备，其中所述第一烷基化催化剂包括至少两个下部床，最下部床和最上部床。
34.权利要求33的设备，其中配置用于将汽提过的和冷却的后处理反应器流出物导至第一烷基化催化剂的至少两个下部床之上的装置。
CN2007800347369A 2006-07-19 2007-07-12 用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法 Expired - Fee Related CN101516810B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/489,017 US7632974B2 (en) 2006-07-19 2006-07-19 Alkylation process for increased conversion and reduced catalyst use
US11/489,017 2006-07-19
PCT/US2007/015921 WO2008010942A2 (en) 2006-07-19 2007-07-12 Alkylation process for increased conversion and reduced catalyst use

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN101516810A true CN101516810A (zh) 2009-08-26
CN101516810B CN101516810B (zh) 2013-07-10

Family

ID=38957281

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2007800347369A Expired - Fee Related CN101516810B (zh) 2006-07-19 2007-07-12 用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法

Country Status (10)

Country Link
US (2) US7632974B2 (zh)
EP (1) EP2069270A2 (zh)
JP (2) JP5033184B2 (zh)
KR (2) KR101429709B1 (zh)
CN (1) CN101516810B (zh)
BR (1) BRPI0714565A2 (zh)
CA (1) CA2658401C (zh)
MX (1) MX2009000676A (zh)
WO (1) WO2008010942A2 (zh)
ZA (1) ZA200901116B (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106397093A (zh) * 2016-05-24 2017-02-15 山东齐鲁石化工程有限公司 乙烯与苯液相法烷基化反应系统
CN108211403A (zh) * 2016-12-21 2018-06-29 中国石油化工股份有限公司 烷基化反应产物分离装置及分离方法

Families Citing this family (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7632974B2 (en) * 2006-07-19 2009-12-15 Lammus Technology Inc. Alkylation process for increased conversion and reduced catalyst use
US8889937B2 (en) 2011-06-09 2014-11-18 Uop Llc Process for producing one or more alkylated aromatics
US9902664B2 (en) 2012-02-08 2018-02-27 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Production of monoalkyl aromatic compounds
US8853481B2 (en) 2012-10-26 2014-10-07 Uop Llc Highly selective alkylation process with low zeolite catalyst composition
JP6518259B2 (ja) * 2014-02-10 2019-05-29 アーチャー−ダニエルズ−ミッドランド カンパニー 改善された多相低混合プロセス
CN112206722A (zh) * 2019-07-12 2021-01-12 中国石油化工股份有限公司 变质量进料及催化剂梯度装填的多段绝热固定床反应方法及其反应器和应用

Family Cites Families (22)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3751504A (en) * 1972-05-12 1973-08-07 Mobil Oil Corp Vapor-phase alkylation in presence of crystalline aluminosilicate catalyst with separate transalkylation
US4215011A (en) * 1979-02-21 1980-07-29 Chemical Research And Licensing Company Catalyst system for separating isobutene from C4 streams
US4302356A (en) * 1978-07-27 1981-11-24 Chemical Research & Licensing Co. Process for separating isobutene from C4 streams
US4307254A (en) * 1979-02-21 1981-12-22 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation process
US4443559A (en) * 1981-09-30 1984-04-17 Chemical Research & Licensing Company Catalytic distillation structure
US4439350A (en) * 1982-06-21 1984-03-27 Chemical Research & Licensing Company Contact structure for use in catalytic distillation
US5055627A (en) * 1985-01-07 1991-10-08 Chemical Research & Licensing Company Process for the preparation of cumene
US5243115A (en) * 1986-03-31 1993-09-07 Chemical Research & Licensing Company Alkylation of organic aromatic compounds
US4849569A (en) * 1987-11-16 1989-07-18 Chemical Research & Licensing Company Alkylation of organic aromatic compounds
US4950834A (en) * 1989-07-26 1990-08-21 Arganbright Robert P Alkylation of organic aromatic compounds in a dual bed system
CA2054816C (en) * 1990-11-09 2002-06-18 Angel Sy Aromatic alkylation process
GB9310194D0 (en) * 1993-05-18 1993-06-30 Millenium Bioligix Inc Assessment of osteoclast activity
US5600049A (en) * 1995-06-01 1997-02-04 Chemical Research & Licensing Company Process for depropanizing benzene
US5847251A (en) * 1996-02-12 1998-12-08 Catalytic Distillation Technologies Multibed transalkylator and process
US5886736A (en) * 1996-10-24 1999-03-23 General Instrument Corporation Synchronization of a stereoscopic video sequence
US5894076A (en) * 1997-05-12 1999-04-13 Catalytic Distillation Technologies Process for alkylation of benzene
US5866736A (en) 1997-10-14 1999-02-02 Catalytic Distillation Technologies Process for the production of alkyl benzene
US6252126B1 (en) * 1998-06-19 2001-06-26 David Netzer Method for producing ethylbenzene
US6930206B1 (en) * 2001-07-05 2005-08-16 Catalytic Distillation Technologies Process and apparatus for catalytic distillations
US7074978B2 (en) * 2003-02-25 2006-07-11 Abb Lummus Global Inc. Process for the production of alkylbenzene
US7071369B2 (en) * 2003-06-10 2006-07-04 Abb Lummus Global Inc. Process for the production of alkylbenzene with ethane stripping
US7632974B2 (en) * 2006-07-19 2009-12-15 Lammus Technology Inc. Alkylation process for increased conversion and reduced catalyst use

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106397093A (zh) * 2016-05-24 2017-02-15 山东齐鲁石化工程有限公司 乙烯与苯液相法烷基化反应系统
CN106397093B (zh) * 2016-05-24 2019-02-12 山东齐鲁石化工程有限公司 乙烯与苯液相法烷基化反应系统
CN108211403A (zh) * 2016-12-21 2018-06-29 中国石油化工股份有限公司 烷基化反应产物分离装置及分离方法
CN108211403B (zh) * 2016-12-21 2024-01-09 中国石油化工股份有限公司 烷基化反应产物分离装置及分离方法

Also Published As

Publication number Publication date
KR101377191B1 (ko) 2014-03-24
US8110161B2 (en) 2012-02-07
ZA200901116B (en) 2010-10-27
JP2012236827A (ja) 2012-12-06
BRPI0714565A2 (pt) 2013-03-26
US20080021252A1 (en) 2008-01-24
WO2008010942A2 (en) 2008-01-24
JP2009543864A (ja) 2009-12-10
WO2008010942A3 (en) 2008-04-17
KR101429709B1 (ko) 2014-08-12
KR20090046846A (ko) 2009-05-11
CA2658401C (en) 2014-04-08
KR20130020843A (ko) 2013-02-28
JP5033184B2 (ja) 2012-09-26
MX2009000676A (es) 2009-05-11
JP5508473B2 (ja) 2014-05-28
EP2069270A2 (en) 2009-06-17
US20100111782A1 (en) 2010-05-06
CA2658401A1 (en) 2008-01-24
US7632974B2 (en) 2009-12-15
CN101516810B (zh) 2013-07-10

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN101516810B (zh) 用于提高转化率和降低催化剂使用量的烷基化方法
CN100465141C (zh) 生产烷基苯的方法
KR100967976B1 (ko) 방향족 탄화수소의 알킬화반응을 위한 반응성 증류 공정
US7238843B2 (en) Process for the production of alkylaromatics
CN101417920A (zh) Fcc-生产的c2和乙苯的一体化的生产
CN100376517C (zh) 使用乙烷汽提生产烷基苯的方法
KR102223242B1 (ko) 에탄 회수 공정 및 에탄 회수를 수반하는 알킬화 공정
CN101511754A (zh) 使用叠层催化剂床减轻烷基化催化剂失活的方法
CN1178881C (zh) 一种烷基苯的生产方法
CN1234668C (zh) 一种低能耗的生产烷基苯的工艺方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20130710

Termination date: 20210712

CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee