CN102464563B - 异丙苯的生产方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及异丙苯的生产方法，主要解决以往技术中存在正丙苯含量高的问题。本发明通过采用包括步骤：a)含多取代异丙苯的物流进入多取代异丙苯塔，经精馏分离后，塔顶得到物流13，塔中部得到物流12，塔釜得到含焦油的重组分物流；物流13中，二异丙苯含量至少大于95重量％；物流12中，三异丙苯含量至少大于0.5重量％；b)第一股苯物流和物流13从顶部进入第一烷基转移反应器，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流9；c)第二股苯物流和物流12从顶部进入第二烷基转移反应器，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流10；d)物流9和物流10进入后续精制流程，得到产品异丙苯的技术方案，较好地解决了该问题，可用于异丙苯的工业生产中。

Description

异丙苯的生产方法

技术领域

本发明涉及一种苯与丙烯生产异丙苯的方法。

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系统分离后，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器进行烷基转移反应。

在苯和多异丙苯的烷基转移反应中，苯和多异丙苯的摩尔比、原料空速、以及多异丙苯原料的组成都会严重影响多异丙苯的转化率和杂质正丙苯的生成量，多异丙苯的烷基转移反应往往会产生更多的杂质正丙苯，这会严重降低产品异丙苯的质量。因此，通过工艺优化，提高多异丙苯转化率，降低烷基转移生成的正丙苯，对提高生产效率、提高产品质量意义重大。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术存在烷基转移产物中正丙苯含量较高的问题，提供一种新的生产异丙苯的方法。该方法大幅度降低了正丙苯含量，提高了产品质量。

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

a)含多取代异丙苯的物流6进入多取代异丙苯塔3，经精馏分离后，塔顶得到物流13，塔中部得到物流12，塔釜得到含焦油的重组分物流11，物流11进入后续流程；物流13中，二异丙苯含量至少大于95重量％；物流12中，三异丙苯含量至少大于0.5重量％；

b)第一股苯物流7和物流13从顶部进入第一烷基转移反应器1，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流9；

c)第二股苯物流8和物流12从顶部进入第二烷基转移反应器2，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流10；

d)物流9和物流10进入后续精制流程，得到产品异丙苯。

上述技术方案中，物流7与物流13的重量比优选范围为0.3～5，更优选范围为0.7～3。物流8与物流12的重量比优选范围为0.3～5，更优选范围为0.7～3。物流13中，二异丙苯含量优选范围为96～100重量％。物流12中，三异丙苯含量优选范围为1～50重量％。

上述技术方案中，第一烷基转移反应器和第二烷基转移反应器都是固定床反应器，其中装填的催化剂选自Y沸石、Beta沸石、丝光沸石、SHY-1、SHY-2或MCM-22。其中SHY-1可按照CN200410066636.2中公开的方法制备，SHY-2可按照CN200610029979.0中公开的方法制备。

上述技术方案中，第一烷基转移反应器反应条件为：反应温度130～190℃，反应压力1.0～3.0MPa，液相空速为0.5～10小时^-1。第二烷基转移反应器反应条件为：反应温度150～210℃，反应压力1.0～3.0MPa，液相空速为0.5～10小时^-1。多取代异丙苯塔操作条件为：操作压力为-300～0kPa塔顶温度为120～160℃，塔釜温度为190～250℃。

本发明方法中，所述压力是指表压。所述含多取代异丙苯的物流是指苯和丙烯在烃化反应器中进行烷基化反应后的产物流，其中包括苯、异丙苯、二异丙苯、三异丙苯和正丙苯。所述多取代异丙苯指二异丙苯和三异丙苯，一般其在烃化产物流中的重量百分比为90～100％。原料苯可以是新鲜苯、后续工段的回收苯或其混合物。

本发明方法将多取代异丙苯经过适当的精馏切割，分离成组分较轻和较重的两个物流，控制组分较轻的物流中二异丙苯含量至少大于95重量％，控制组分较重的物流中三异丙苯含量至少大于0.5重量％。这两股物流分别进行烷基转移反应，大幅度降低了正丙苯的含量，异丙苯中正丙苯含量最低仅为320ppm，提高了产品质量，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。

图2为现有技术工艺流程示意图。

图1和图2中，1为第一烷基转移反应器，2为第二烷基转移反应器，3为多取代异丙苯塔，4为第一烷基转移反应器催化剂床层，5为第二烷基转移反应器催化剂床层，6为含多取代异丙苯的原料物流，7为第一股原料苯，8为第二股原料苯，9为第一烷基转移反应器出料，10为第二烷基转移反应器出料，11为多取代异丙苯塔釜液出料，12为多取代异丙苯塔中部出料，13为多取代异丙苯塔塔顶出料。

图1中，含多取代异丙苯的物流6进入多取代异丙苯塔3，经精馏分离后，塔顶得到物流13，塔中部得到物流12，塔釜得到含焦油的重组分物流11，物流11进入后续流程。第一股苯物流7和物流13从顶部进入第一烷基转移反应器1，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流9。第二股苯物流8和物流12从顶部进入第二烷基转移反应器2，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流10。物流9和物流10进入后续精制流程，得到产品异丙苯。

图2中，含多取代异丙苯的物流6进入多取代异丙苯塔3，经精馏分离后，塔顶得到物流13，塔釜得到含焦油的重组分物流11，物流11进入后续流程。苯物流8和物流13从顶部进入烷基转移反应器，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流10。

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，第一烷基转移反应器装载有20克Beta沸石的成型催化剂，第二烷基转移反应器装载有50克MCM-22沸石的成型催化剂。第一烷基转移反应器反应条件为：反应温度150℃，反应压力1.2MPa，第一股苯流量(物流7)40克/小时，多取代异丙苯(物流13)通入量20克/小时，物流13中二异丙苯含量98％。第二烷基转移反应器反应条件为：反应温度180℃，反应压力1.5MPa，第二股苯流量(物流8)80克/小时，多取代异丙苯(物流12)流量80克/小时，物流12中三异丙苯含量10％。连续反应5天。

多取代异丙苯塔操作条件为：塔顶温度132℃，塔釜温度215℃，操作压力-80MPa。

反应结果：第一烷基转移反应器多异丙苯转化率65％，异丙苯中正丙苯含量450ppm。第二烷基转移反应器多异丙苯转化率55％，异丙苯中正丙苯含量520ppm。

【实施例2】

按图1的工艺流程，第一烷基转移反应器装载有30克Beta沸石的成型催化剂，第二烷基转移反应器装载有40克MCM-22沸石的成型催化剂。第一烷基转移反应器反应条件为：反应温度143℃，反应压力1.2MPa，第一股苯流量(物流7)60克/小时，多取代异丙苯(物流13)通入量20克/小时，物流13中二异丙苯含量99％。第二烷基转移反应器反应条件为：反应温度175℃，反应压力1.5MPa，第二股苯流量(物流8)60克/小时，多取代异丙苯(物流12)流量40克/小时，物流12中三异丙苯含量8％。连续反应5天。

多取代异丙苯塔操作条件为：塔顶温度128℃，塔釜温度209℃，操作压力-135MPa。

反应结果：第一烷基转移反应器多异丙苯转化率48％，异丙苯中正丙苯含量320ppm。第二烷基转移反应器多异丙苯转化率55％，异丙苯中正丙苯含量430ppm。

【实施例3】

按图1的工艺流程，第一烷基转移反应器装载有50克Beta沸石的成型催化剂，第二烷基转移反应器装载有40克SHY-1沸石的成型催化剂。第一烷基转移反应器反应条件为：反应温度150℃，反应压力1.2MPa，第一股苯流量(物流7)100克/小时，多取代异丙苯(物流13)通入量60克/小时，物流13中二异丙苯含量98％。第二烷基转移反应器反应条件为：反应温度180℃，反应压力1.5MPa，第二股苯流量(物流8)80克/小时，多取代异丙苯(物流12)流量80克/小时，物流12中三异丙苯含量5％。连续反应5天。

多取代异丙苯塔操作条件为：塔顶温度132℃，塔釜温度213℃，操作压力-95MPa。

反应结果：第一烷基转移反应器多异丙苯转化率62％，异丙苯中正丙苯含量430ppm。第二烷基转移反应器多异丙苯转化率45％，异丙苯中正丙苯含量480ppm。

【实施例4】

按图1的工艺流程，第一烷基转移反应器装载有50克Beta沸石的成型催化剂，第二烷基转移反应器装载有50克SHY-1的成型催化剂。第一烷基反应器反应条件为：反应温度145℃，反应压力1.3MPa，第一股苯流量(物流7)120克/小时，多取代异丙苯(物流13)通入量90克/小时，物流13中二异丙苯含量99％。第二烷基转移反应器反应条件为：反应温度178℃，反应压力1.5MPa，第二股苯流量(物流8)120克/小时，多取代异丙苯(物流12)流量100克/小时，物流12中三异丙苯含量12％。连续反应5天。

多取代异丙苯塔操作条件为：塔顶温度125℃，塔釜温度215℃，操作压力-80MPa。

反应结果：第一烷基转移反应器多异丙苯转化率45％，异丙苯中正丙苯含量410ppm。第二烷基转移反应器多异丙苯转化率50％，异丙苯中正丙苯含量480ppm。

【比较例1】

按图2的工艺流程，烷基转移部分只有一个反应器，多取代异丙苯塔仅从塔顶引出物流，该物流全部进入烷基转移反应器。烷基转移反应区装载有50克Beta沸石的成型催化剂，反应温度153℃，反应压力1.1MPa，苯流量100克/小时，多取代异丙苯流量80克/小时，多取代异丙苯中二异丙苯含量96％，连续反应5天。

反应结果：多异丙苯转化率只有35％，异丙苯中正丙苯含量560ppm。

【比较例2】

同【比较例1】，只是烷基转移反应区装载有60克MCM-22沸石的成型催化剂，反应温度185℃，反应压力1.5MPa，苯流量80克/小时，多取代异丙苯流量80克/小时，多取代异丙苯中二异丙苯含量96％，连续反应5天。

反应结果：多异丙苯转化率55％，异丙苯中正丙苯含量820ppm。

【比较例3】

同【比较例1】，只是烷基转移反应区装载有60克MCM-22沸石的成型催化剂，反应温度172℃，反应压力1.5MPa，苯流量100克/小时，多取代异丙苯流量80克/小时，多取代异丙苯中二异丙苯含量96％，连续反应5天。

反应结果：多异丙苯转化率40％，异丙苯中正丙苯含量630ppm。

Claims (8)

1.一种异丙苯的生产方法，包括以下步骤：

a)含多取代异丙苯的物流(6)进入多取代异丙苯塔(3)，经精馏分离后，塔顶得到物流(13)，塔中部得到物流(12)，塔釜得到含焦油的重组分物流(11)，重组分物流(11)进入后续流程；塔顶得到的物流(13)中，二异丙苯含量至少大于95重量％；塔中部得到的物流(12)中，三异丙苯含量至少大于0.5重量％；

b)第一股苯物流(7)和塔顶得到的物流(13)从项部进入第一烷基转移反应器(1)，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流(9)；

c)第二股苯物流(8)和塔中部得到的物流(12)从顶部进入第二烷基转移反应器(2)，与催化剂接触进行烷基转移反应，底部得到含异丙苯的物流(10)；

d)第一烷基转移反应器底部得到的含异丙苯的物流(9)和第二烷基转移反应器底部得到的含异丙苯的物流(10)进入后续精制流程，得到产品异丙苯；

其中，所述多取代异丙苯指二异丙苯和三异丙苯。

2.根据权利要求1所述异丙苯的生产方法，其特征在于第一股苯物流(7)与塔顶得到的物流(13)的重量比为0.3～5；第二股苯物流(8)与塔中部得到的物流(12)的重量比为0.3～5。

3.根据权利要求2所述异丙苯的生产方法，其特征在于第一股苯物流(7)与塔顶得到的物流(13)的重量比为0.7～3；第二股苯物流(8)与塔中部得到的物流(12)的重量比为0.7～3。

4.根据权利要求1所述异丙苯的生产方法，其特征在于塔顶得到的物流(13)中，二异丙苯含量为96～100重量％；塔中部得到的物流(12)中，三异丙苯含量为1～50重量％。

5.根据权利要求1所述异丙苯的生产方法，其特征在于所述催化剂选自Y沸石、Beta沸石、丝光沸石、SHY-1、SHY-2或MCM-22。

6.根据权利要求1所述异丙苯的生产方法，其特征在于第一烷基转移反应器中，反应温度为130～190℃，反应压力为1.0～3.0MPa，液相空速为0.5～10小时^-1。

7.根据权利要求1所述异丙苯的生产方法，其特征在于第二烷基转移反应器中，反应温度为150～210℃，反应压力为1.0～3.0MPa，液相空速为0.5～10小时^-1。

8.根据权利要求1所述生产异丙苯的方法，其特征在于多取代异丙苯塔操作压力为-300～0kPa，塔顶温度为120～160℃，塔釜温度为190～250℃。

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