CN114634394A - 苯衍生物的生产方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种苯衍生物的生产方法，主要解决目前技术催化剂寿命短、原料转化率较低、副产物多、经济性差的问题。本发明通过采用两级氢解串联的反应工艺较好地解决了该问题，可用于氢解α,α‑二甲基苄醇得到异丙苯的工业生产中。
Description
技术领域
本发明涉及一种苯衍生物的生产方法。更具体地，本发明涉及一种以α,α-二甲基苄醇制备异丙苯的方法，以及包括该方法的生产环氧丙烷或环氧丁烷的方法。
背景技术
环氧丙烷是石化行业重要的原料。环氧丙烷的生产方法主要包括氯醇法，直接氧化法(HPPO)和共氧化法。由于在生产过程中使用氯气，严重腐蚀设备以及产生大量污染环境的含氯废水，氯醇法逐渐被淘汰。HPPO工艺流程短，产品单一，反应速度快，选择性高，污染物排放少，但存在对原料过氧化氢的质量要求高，催化剂成本高问题。共氧化法克服了氯醇法污染环境和腐蚀设备的缺点，工艺比较清洁，但缺点是对原料质量要求高，产生大量的联产品。而本发明的异丙苯共氧化法可以将丙烯与过氧化氢异丙苯环氧化反应产生的α,α-二甲基苄醇氢解为异丙苯，再将异丙苯氧化为过氧化氢异丙苯，实现无联产的目的，是一种经济、简洁的生产工艺。通过提高氢解反应中α,α-二甲基苄醇的转化率与异丙苯的选择性，对本工艺的竞争力有显著影响。
作为以α,α-二甲基苄醇生产异丙苯的方法，专利CN200380107455、CN200480027836和CN200480027980中都公开了将α,α-二甲基苄醇先经过脱水，再经过加氢的过程生产异丙苯的方法。特别地，对于脱水和加氢的模式，公开了可以通过使用分离的反应器或者单一的反应器进行，仅单纯地考虑提高单一反应器内脱水和或加氢反应的转化率和选择性问题。
发明内容
现有技术并没有以α,α-二甲基苄醇生产异丙苯的工艺流程的公开报道，在加氢领域也未有考虑多级串级的方法，通过多个反应区来综合提高原料转化率和目的产物选择性的报道。
本发明的目的就是提供一种新的异丙苯的工业生产方法，该方法具有α,α-二甲基苄醇反应总转化率高、产物异丙苯总选择性高、产物中重组分含量低的特点。
本发明采用的技术方案如下：一种苯衍生物的生产方法，含α,α-二甲基苄醇的原料(1)经至少两个氢解反应区反应获得含异丙苯的产物，其中相邻两个氢解反应区之间设置气液分离器。
上述技术方案中，氢解反应区按原料流经顺序分别标记为一级氢解反应区、二级氢解反应区…N-1级氢解反应区和N级氢解反应区，N≧2。
优选地，氢解反应区的个数为2个或3个或4个。
优选地，一级氢解反应区和二级氢解反应区是一个由多级床层组成的反应器，或是多个单级反应器串联组成的反应系统，或是不少于一个单级反应器和不少于一个多级床层反应器串联组成的反应系统。
优选地，控制前N-1级反应区中每级反应区异丙苯的选择性大于或等于80％；和控制整个反应区中DMBA的总转化率大于或等于95％。
更优选地，控制前N-1级反应区中每级反应区异丙苯的选择性大于或等于82％；和控制整个反应区中DMBA的总转化率大于或等于97％。
更优选地，控制前N-1级反应区中每级反应区异丙苯的选择性大于或等于85％；和控制整个反应区中DMBA的总转化率大于或等于99％。
优选地，控制每级反应区中异丙苯的选择性大于或等于75％；和控制整个氢解反应区中DMBA的总转化率大于或等于95％。
优选地，当氢解反应区的个数为2，氢解反应区为反应器时，其具体步骤包括：
a)主要为α,α-二甲基苄醇的原料(1)进入一级氢解反应器Ⅰ进行反应，反应得到含剩余未反应的α,α-二甲基苄醇、异丙苯和水的液相产物(2)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)；
b)所述含剩余未反应的α,α-二甲基苄醇、异丙苯和水的液相产物(2)分为两股，第一股液相产物(4)返回a)步骤中的反应器Ⅰ中，第二股液相产物(5)进入二级氢解反应器Ⅴ；
c)所述主要含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)冷却后进入气液分离器III，分离出含氢气的气相(6)、含异丙苯的油相(7)和水相(8)，油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ反应；
d)由b)步骤来的液相产物(5)和c)步骤来的油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ发生反应，反应得到含异丙苯的液相产物(11)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)；
f)所述含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)经冷却后进入气液分离器Ⅵ，分离出含氢气的气相(13)、含异丙苯的油相(14)和水相(15)；
g)新鲜氢(16)进增压机Ⅳ；增压后的氢气分为两股，第一股氢气(9)进入一级氢解反应器Ⅰ，第二股氢气(10)进入二级氢解反应器Ⅴ；
h)由步骤c)得到的气相(6)分为两股，第一股占总含量0～100wt％的气相(17)通入循环氢增压机Ⅳ增压，第二股气相(18)排出界外；由步骤f)得到的气相(13)分为两股，第一股占总含量0～100wt％的气相(19)通入循环氢增压机Ⅳ增压，第二股气相(20)排出界外。
在上述技术方案中，优选的技术方案，水相(8)和水相(15)中的至少一股物料排出界外去处理。
在上述技术方案中，优选的技术方案，异丙苯油相(14)和异丙苯液相产物(11)排出界外；任选地，去下游精制单元。
在上述技术方案中，优选地，所述包含α,α-二甲基苄醇的原料中，以重量百分比计，α,α-二甲基苄醇的含量为5～80％，异丙苯的含量为20～95％。
在上述技术方案中，优选地，所述一级氢解反应器Ⅰ的液相产物返回率，以重量百分比计，为40％～90％。
在上述技术方案中，优选地，所述的进入一级氢解反应器Ⅰ的氢气占总氢的比率，以重量百分比计，为60％～99％。
在上述技术方案中，优选地，所述一级氢解反应器的操作压力以表压计为0.5～4.0MPa，所述二级氢解反应器的操作压力以表压计为0.5～4.0MPa。
在上述技术方案中，优选地，所述一级氢解反应器的操作温度为100～190℃，和/或所述二级氢解反应器的操作温度为110～210℃。
在上述技术方案中，优选地，所述新鲜有机原料的总重量空速为0.5～5小时-1。
在上述技术方案中，优选地，以摩尔量计所述一级氢解反应器的氢气/有机原料中的α,α-二甲基苄醇为(5～200):1，和/或所述二级氢解反应器的氢气/有机原料中的α,α-二甲基苄醇为(5～300):1。
在上述技术方案中，所述氢解反应任选地，是α,α-二甲基苄醇直接与氢气发生取代反应产生异丙苯和水，或是α,α-二甲基苄醇先脱水转化为α-甲基苯乙烯再加氢成为异丙苯。
第N级反应区中，α,α-二甲基苄醇的转化率为通过该反应区减少的α,α-二甲基苄醇摩尔流量与进入该反应区的原料中α,α-二甲基苄醇的摩尔流量的百分比值，如下公式所示：
式中N≧1；x指转化率；F指摩尔流量。
α,α-二甲基苄醇的总转化率为经N级氢解反应减少的α,α-二甲基苄醇摩尔流量与进入一级氢解反应器的原料中α,α-二甲基苄醇的摩尔流量的百分比值，如下公式所示：
式中N≧2。
第N级反应区的异丙苯的总选择性为通过该反应区后增加的异丙苯的摩尔流量与通过该反应区后减少的α,α-二甲基苄醇的摩尔流量的百分比值，如下公式所示：
式中N≧1；IPB指异丙苯；S指选择性。
异丙苯的总选择性为通过N级氢解反应后增加的异丙苯摩尔流量与通过N级氢解反应后减少的α,α-二甲基苄醇的摩尔流量的百分比值，如下公式所示：
式中N≧2。
在本发明中，当给料条件固定时，可以通过调节热交换介质的流量、液相产物的返回率、反应区的加热/冷却功率来控制反应入口温度、床层温升和反应区中的α,α-二甲基苄醇浓度，再通过调节反应系统压力与氢气原料量全方位影响α,α-二甲基苄醇的转化率与异丙苯的选择性。
α-甲基苯乙烯(AMS)是α,α-二甲基苄醇转化为异丙苯的中间体，而当催化剂酸性过强或反应温度过高时，会引发AMS的自聚、异丙苯与DMBA的聚合，生成重组分如2,3-二甲基-2,3-二苯基丁烷(并异丙苯)等。这些副反应的发生造成了原料的损失，降低异丙苯的选择性，反应过程如下所示：
在本发明的技术方案中，通过在两级串级的反应区中使含α,α-二甲基苄醇的原料和氢气发生氢解反应，具有以下的有益效果：
1.一级氢解反应，反应油相循环，可降低反应入口的DMBA浓度，与反应入口温度一起控制反应转化率，控制床层温升，降低重组分生成，提高异丙苯选择性。
2.两级氢解反应降低了重组分的生成，既保证了产物异丙苯的总选择性，又使DMBA的转化接近完全。
因此，对于实际的工业生产，采用本技术方案，可在保证DMBA原料转化率的前提下，提高目的产物异丙苯的选择性，降低反应器内温升，降低重组分的生成，并可根据催化剂性能，灵活调整反应进料液相空速，综合考虑氢气DMBA的摩尔比，达到节能降耗的目的。
附图说明
图1为两级反应的苯衍生物生产工艺示意图。
图2为三级反应的苯衍生物生产工艺示意图。
图3为一级反应的苯衍生物生产工艺示意图。
图1两级反应的异丙苯生产工艺流程中，含α,α-二甲基苄醇的原料(1)进入一级氢解反应器Ⅰ进行反应，反应得到含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)；其中含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)分为两股，第一股液相产物(4)返回反应器Ⅰ中，第二股液相产物(5)进入二级氢解反应器Ⅴ；含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)冷却后进入气液分离器III，分离出含氢气的气相(6)、含异丙苯的油相(7)和水相(8)，油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ反应；液相产物(5)和油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ进行反应，反应得到含异丙苯的液相产物(11)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)；含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)冷却后进入气液分离器Ⅵ，分离出含氢气的气相(13)、含异丙苯的油相(14)和水相(15)；气相(6)的一部分(17)、气相(13)的一部分(19)和新鲜氢(16)进入循环氢增压机Ⅳ增压，气相(6)的另一部分(18)和气相(13)的另一部分(20)排出界外；增压后的氢气分为两股，第一股氢气(9)进入一级氢解反应器Ⅰ，第二股氢气(10)进入二级氢解反应器Ⅴ；水相(8)和/或水相(15)排出界外去处理；异丙苯油相(14)和异丙苯液相产物(11)排出界外。
图2三级反应的异丙苯生产工艺流程中，含α,α-二甲基苄醇的原料(1)进入一级氢解反应器Ⅰ进行反应，反应得到含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)；其中含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)分为两股，第一股液相产物(4)返回反应器Ⅰ中，第二股液相产物(5)进入二级氢解反应器Ⅱ；含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)冷却后进入气液分离器Ⅳ，分离出含氢气的气相(6)、含异丙苯的油相(7)和水相(8)，油相(7)进入二级氢解反应器Ⅱ反应；二级氢解反应器Ⅱ反应得到含异丙苯的液相产物(11)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)；氢气、异丙苯和水的气相产物(12)冷却后进入气液分离器Ⅴ，分离出含氢气的气相(13)、含异丙苯的油相(14)和水相(15)；二级氢解反应器Ⅱ反应得到含异丙苯的液相产物(11)和含异丙苯的油相(14)进入三级氢解反应器III，反应得到含异丙苯的液相产物(16)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(17)；含氢气、异丙苯和水的气相产物(17)冷却后进入气液分离器Ⅵ，分离出含氢气的气相(18)、含异丙苯的油相(19)和水相(20)；气相(6)的一部分(22)、气相(13)的一部分(24)、气相(18)的一部分(26)和新鲜氢(21)进入循环氢增压机Ⅶ增压，气相(6)的另一部分(23)、气相(13)的另一部分(25)和气相(18)的另一部分(27)排出界外；增压后的氢气分为三股，第一股氢气(9)进入一级氢解反应器Ⅰ，第二股氢气(10)进入二级氢解反应器Ⅱ，第三股氢气(28)进入三级氢解反应器III；水相(8)和/或水相(15)和/或水相(20)排出界外去处理；异丙苯油相(19)和异丙苯液相产物(16)排出界外。
图3一级反应的异丙苯生产工艺流程中，含α,α-二甲基苄醇的原料(1)进入一级氢解反应器Ⅰ进行反应，反应得到含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)；其中含异丙苯、水和未反应完全的α,α-二甲基苄醇的液相产物(2)分为两股，第一股液相产物(4)返回反应器Ⅰ中，第二股液相产物(5)出料去下游；含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)冷却后进入气液分离器III，分离出含氢气的气相(6)、含异丙苯的油相(7)和水相(8)，油相(7)出料去下游；气相(6)的一部分(11)和新鲜氢(10)进入循环氢增压机Ⅳ增压，气相(6)的另一部分(12)排出界外，增压后的氢气进入一级氢解反应器Ⅰ；水相(8)排出界外去处理。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【实施例1】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度170℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率98.0％，异丙苯选择性94.1％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.6％，异丙苯选择性89.3％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率99.94％，异丙苯总选择性94.07％，其余皆为重组分。
【实施例2】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度130℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率72.2％，异丙苯选择性97.6％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度140℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率73.4％，异丙苯选择性96.2％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率97.07％，异丙苯总选择性97.49％，其余皆为重组分。
【实施例3】
如图2所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度170℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为94wt％，DMBA转化率98.0％，异丙苯选择性94.1％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.6％，异丙苯选择性89.3％。液相产物通入三级氢解反应器；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入三级氢解反应器。
三级氢解反应入口温度190℃，反应压力2.0MPaG，进入三级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为1wt％，DMBA转化率99.2％，异丙苯选择性86.6％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经三级氢解反应，DMBA总转化率99.95％，异丙苯总选择性94.07％，其余皆为重组分。
【实施例4】
如图2所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度170℃，反应压力2.2MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为94wt％，DMBA转化率98.1％，异丙苯选择性95.5％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.2MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.7％，异丙苯选择性91％。液相产物通入三级氢解反应器；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入三级氢解反应器。
三级氢解反应入口温度190℃，反应压力2.2MPaG，进入三级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为1wt％，DMBA转化率99.3％，异丙苯选择性87.7％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经三级氢解反应，DMBA总转化率99.96％，异丙苯总选择性95.47％，其余皆为重组分。
【实施例5】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为128kg/h，原料中DMBA浓度为50wt％，异丙苯浓度为50wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度170℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率97.9％，异丙苯选择性94.1％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.4％，异丙苯选择性89.3％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率99.93％，异丙苯总选择性94.07％，其余皆为重组分。
【实施例6】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为155kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度130℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率71.9％，异丙苯选择性97.5％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度140℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率72.9％，异丙苯选择性96.1％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.42kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率96.98％，异丙苯总选择性97.39％，其余皆为重组分。
【实施例7】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度170℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率98.2％，异丙苯选择性95.0％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.7％，异丙苯选择性90.1％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.22kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率99.93％，异丙苯总选择性94.97％，其余皆为重组分。
【实施例8】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度160℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率97.5％，异丙苯选择性96.2％。80wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余20wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度180℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率98.6％，异丙苯选择性89.3％。主要为异丙苯的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率99.96％，异丙苯总选择性96.17％，其余皆为重组分。
【对比例1】
如图1所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入一级氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。各反应器中均装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
一级氢解反应入口温度220℃，反应压力2.0MPaG，进入一级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为95wt％，DMBA转化率99.5％，异丙苯选择性71.2％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物通入二级氢解反应器。气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相进入二级氢解反应器。
二级氢解反应入口温度240℃，反应压力2.0MPaG，进入二级氢解反应器的氢气占压缩机总出料的比率为5wt％，DMBA转化率99.8％，异丙苯选择性64.1％。液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，油相与液相产物一起出料。进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h。
经两级氢解反应，DMBA总转化率99.86％，异丙苯总选择性71.19％，其余皆为重组分。
可以看出该对比例中一级、二级氢解反应器温度较高，副产了过多重组分，损失了大量原料，并且增加了产物分离难度。
【对比例2】
如图3所示，含α,α-二甲基苄醇与异丙苯的原料进入氢解反应器进行反应，质量流量为129kg/h，原料中DMBA浓度为60wt％，异丙苯浓度为40wt％。反应器中装填有35kg上海石油化工研究院研制的钯基氧化铝催化剂，其中钯的含量为0.7wt％。
氢解反应入口温度130℃，反应压力2.0MPaG，进入压缩机的新鲜氢的质量流量为2.02kg/h，增压后的氢气全部进入反应器中，DMBA转化率72.2％，异丙苯选择性97.6％。70wt％的反应液相产物回到一级氢解反应器进料处，其余30wt％的液相产物全部出料；气相经冷凝分相后，90wt％的气相去压缩机，其余排出界外，水相排出界外，主要为异丙苯的油相与液相产物一起出料。
经一级氢解反应，DMBA总转化率89.47％，异丙苯总选择性97.60％，其余皆为重组分。
可以看出该对比例中由于只有一级反应器，DMBA未能充分反应，造成了DMBA总转化率偏低，还需回收DMBA再反应。
Claims (14)
1.一种苯衍生物的生产方法，含α,α-二甲基苄醇的原料(1)经至少两个氢解反应区反应获得含异丙苯的产物，其中相邻两个氢解反应区之间设置气液分离器。
2.根据权利要求1所述苯衍生物的生产方法，其特征在于氢解反应区的个数为2个或3个或4个。
3.根据权利要求1所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于一级氢解反应区和二级氢解反应区是一个由多级床层组成的反应器，或是多个单级反应器串联组成的反应系统，或是不少于一个单级反应器和不少于一个多级床层反应器串联组成的反应系统。
4.根据权利要求1所述苯衍生物的生产方法，其特征在于当氢解反应区为N级时，控制前N-1级反应区中每级反应区异丙苯的选择性大于或等于80％；和控制整个反应区中DMBA的总转化率大于或等于95％。
5.根据权利要求1所述的苯衍生物的生产方法，当氢解反应区的个数为2，反应区为反应器时，其具体步骤包括：
a)主要为α,α-二甲基苄醇的原料(1)进入一级氢解反应器Ⅰ进行反应，反应得到含剩余未反应的α,α-二甲基苄醇、异丙苯和水的液相产物(2)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)；
b)所述含剩余未反应的α,α-二甲基苄醇、异丙苯和水的液相产物(2)分为两股，第一股液相产物(4)返回a)步骤中的反应器Ⅰ中，第二股液相产物(5)进入二级氢解反应器Ⅴ；
c)所述主要含氢气、异丙苯和水的气相产物(3)冷却后进入气液分离器Ⅲ，分离出含氢气的气相(6)、含异丙苯的油相(7)和水相(8)，油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ反应；
d)由b)步骤来的液相产物(5)和c)步骤来的油相(7)进入二级氢解反应器Ⅴ发生反应，反应得到含异丙苯的液相产物(11)和含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)；
f)所述含氢气、异丙苯和水的气相产物(12)经冷却后进入气液分离器Ⅵ，分离出含氢气的气相(13)、含异丙苯的油相(14)和水相(15)；
g)新鲜氢(16)进增压机Ⅳ；增压后的氢气分为两股，第一股氢气(9)进入一级氢解反应器Ⅰ，第二股氢气(10)进入二级氢解反应器Ⅴ；
h)由步骤c)得到的气相(6)分为两股，第一股占总含量0～100wt％的气相(17) 通入循环氢增压机Ⅳ增压，第二股气相(18)排出界外；由步骤f)得到的气相(13)分为两股，第一股占总含量0～100wt％的气相(19)通入循环氢增压机Ⅳ增压，第二股气相(20)排出界外。
6.根据权利要求5所述苯衍生物的生产方法，其特征在于反应区Ⅰ液相进料中α,α-二甲基苄醇的浓度与返回的液相产物(4)占液相出料(2)的比重(即返回率)关系满足下述公式：
DMBA：α,α-二甲基苄醇
c(DMBA)：反应区Ⅰ液相进料中α,α-二甲基苄醇的浓度，wt％；
c0：新鲜液相进料中α,α-二甲基苄醇的浓度，wt％；
r：返回率；
x：转化率；
a：液相出料(2)与新鲜液相进料(1)的质量之比。
7.根据权利要求5所述苯衍生物的生产方法，其特征在于水相(8)和水相(15)中的至少一股物料排出界外去处理。
8.根据权利要求5所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于异丙苯油相(14)和异丙苯液相产物(11)排出界外；任选地，去下游精制单元。
9.根据权利要求1～8任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于所述原料中含有异丙苯；优选的，基于包含α,α-二甲基苄醇原料的总重量，α,α-二甲基苄醇的含量为5～80％，和/或异丙苯的含量为20～95％。
10.根据权利要求1～8任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于所述一级氢解反应器的操作压力以表压计为0.5～4.0MPa，和/或所述二级氢解反应器的操作压力以表压计为0.5～4.0MPa。
11.根据权利要求1～8任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于所述一级氢解反应器的操作温度为100～190℃，和/或所述二级氢解反应器的操作温度为110～210℃。
12.根据权利要求1～8任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于所述新鲜有机原料的总重量空速为0.5～5小时-1。
13.根据权利要求1～8任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于，以摩尔量计所述一级氢解反应器的氢气/有机原料中的α,α-二甲基苄醇为(5～200):1，和/或所述二级氢解反应器的氢气/有机原料中的α,α-二甲基苄醇为(5～300):1。
14.根据权利要求1～13任一项所述的苯衍生物的生产方法，其特征在于所述氢解反应任选地，是α,α-二甲基苄醇直接与氢气发生取代反应产生异丙苯和水，或是α,α-二甲基苄醇先脱水转化为α-甲基苯乙烯再加氢成为异丙苯。
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