TW201516019A - 一種由苯和丙烯生產異丙苯的方法 - Google Patents

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Abstract

本發明公開了一種生產異丙苯的方法，包括以下步驟：步驟1)將第一含苯物流和第一含丙烯物流進入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第一含異丙苯的物流；第一含異丙苯的物流分為物流Ia和IIa，物流Ia循環回第一反應區，物流IIa進入第二反應區；進入第二反應區的物流與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流中的至少一部分物流IIIa進行提純，得到產物異丙苯。採用本發明提供的方法，在更低的苯烯比條件下，丙烯的轉化率高，催化劑的壽命長，產物中雜質正丙苯的含量低，取得了良好的綜合效果，具有良好的經濟效益和社會效益，具有寬廣的應用前景。

Description

一種由苯和丙烯生產異丙苯的方法
本發明涉及化工工藝領域，具體涉及一種生產異丙苯的方法。
異丙苯又稱枯烯，是一種重要的有機化工原料，是生產苯酚、丙酮和α-甲基苯乙烯的主要中間化合物。在工業上異丙苯是通過丙烯和苯烷基化反應製備的，其副產物主要為多異丙苯。早在1945年UOP就公佈了在酸性催化劑存在下，以丙烯和苯反應製備異丙苯的方法(SPA法)(US 2382318)，SPA法以固體磷酸為烷基化催化劑，由於固體磷酸不能夠催化烷基轉移反應，所以在工藝流程中沒有烷基轉移反應部分。因此，SPA法只能在高的苯烯摩爾比(5~7)條件下運行，而且其異丙苯的收率僅為95%左右。上世紀八十年代，Monsanto公司開發以AlCl3為烷基化催化劑的異丙苯生產工藝，並實現工業應用。由於AlCl3同樣不能催化烷基轉移反應，因此，以AlCl3法生產異丙苯在異丙苯的收率方面仍然較低，同時也存在嚴重的污染問題和裝置腐蝕問題。
在上世紀九十年代，Dow、CD Tech、 Mobil-Badger、Enichem和UOP等公司相繼公佈了以微孔沸石為催化劑，具有烷基轉移能力的固定床工藝流程。在現有技術中，苯和丙烯首先在烴化反應器中進行烷基化反應，烷基化反應生成的多取代異丙苯經過精餾系統分離後，多取代異丙苯再和苯混合後進入一個單床層的烷基轉移反應區進行烷基轉移反應。
在現有公開的異丙苯技術中，苯和丙烯的烷基化都是採用單個、多段層式固定床反應器，以及丙烯分段進料和反應液外循環技術，苯烯比通常大於2.0，實際上，絕大多數的運行裝置中苯烯比都大於3.0。當進一步降低苯烯比到2.0，甚至更低時，可能會帶來以下技術問題：催化劑快速失活(由於過高的丙烯濃度造成)，或丙烯轉化率的不足(由於過高的外循環量造成)，或產品中雜質正丙苯的含量過高(由於過高的反應溫度造成)等。上述這些技術障礙限制了苯烯比的進一步降低。最近，文獻US 6835862B1公開了通過工藝優化，採用較高的反應液外循環量可以降低催化劑的失活速率。然而，採用單個反應器和較高反應液外循環比工藝技術，很難同時解決上述三個矛盾的問題。
針對現有技術中的不足，本發明提供一種新的由苯和丙烯生產異丙苯的方法，從而解決了現有技術存在的苯烯比高、丙烯轉化率低等問題。通過本發明提供的方法，還降低了催化劑的失活速率；無需整個工藝停車更換催化劑， 實現了工藝的連續運行。
根據本發明的一個方面，提供了一種生產異丙苯的方法，包括：
步驟1)將第一含苯物流和第一含丙烯物流進入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，從第一反應區得到第一含異丙苯的物流；第一含異丙苯的物流分為物流Ia和IIa，物流Ia循環回第一反應區，物流IIa進入第二反應區；進入第二反應區的物流與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，從第二反應區得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流中的至少一部分物流IIIa進行提純，得到產物異丙苯。
根據本發明所述方法的一個具體實施例中，所述方法包括：在步驟1)中，所述第二含異丙苯的物流中的一部分物流IVa循環至第二反應區，所述第一反應區的循環比大於第二反應區的循環比。當所述第二含異丙苯的物流中沒有物流循環至第二反應區時，也即此時第二反應區的循環比為0，所述第一反應區的循環比仍然大於第二反應區的循環比。在步驟1)中，第一反應區為主反應區，第二反應區為次反應區。因此，主反應區的循環比大於次反應區的循環比。在上述方法的一個具體實施例中，在步驟1)中，所述第二反應區的循環比和第一反應區的循環比的比值為0~0.5，優選0.01~0.5。
本發明方法設置了至少兩個反應區，使主反應區的流出物流進入至少一個次反應區繼續反應，主反應區在較 高的循環比條件下運行，次反應區在較低的循環比或幾乎沒有外循環物料存在的條件下運行，這實質上延長了總的停留時間，提高了丙烯的轉化率。主、次反應區的溫度可以獨立變化，能夠保證丙烯的完全轉化和低的雜質含量。採用本發明方法，苯烯比(苯與丙烯的摩爾比)可以降低到2.0以下，丙烯轉化率可以大於99.99%，產品中正丙苯含量可以低於200毫克/千克異丙苯，取得了較好的技術效果。
在本發明中，從第一反應區流出的含異丙苯物流統稱為第一含異丙苯物流，從第二反應區流出的含異丙苯物流統稱為第二含異丙苯物流。所述循環回反應區的物流可繼續反應，生成異丙苯。
根據本發明提供的方法的一個具體實施例，在步驟1)，所述第一反應區的操作條件為：第一含苯物流中的苯與第一含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為0.5：1~3.0：1，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~10小時-1，反應溫度為90~180℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，循環比為1~50。優選地，所述第一反應區的操作條件為：第一含苯物流中的苯與第一含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為1.0：1~3.0：1，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.2~5.0小時-1，反應溫度為95~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，循環比為2~25。
根據本發明提供的方法的另一個具體實施例，在步驟1)，所述第二反應區的操作條件為：反應溫度為80~160℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，液相重量空速為1~100h-1。優選地，所述第二反應區的操作條件為：反應溫度為90~ 150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，液相重量空速為1~60小時-1。
根據本發明提供的方法的另一個具體實施例，在步驟1)，所述第二反應區的循環比為0.1~15，優選，循環比為0.1~10。
根據本發明所述方法的一個具體實施例，所述方法還包括：在步驟1)中，將第二含苯物流和/或第二含丙烯物流通入第二反應區，從而獲得更好的反應效果。在一個具體的實施例中，所述第二含苯物流的重量空速以苯計為0.5~30小時-1，和/或第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~5小時-1。
根據本發明的一個優選實施例，所述含苯物流(包括第一和/或第二含苯物流)為苯，所述含丙烯物流(包括第一和/或第二含丙烯物流)為丙烯。
根據本發明所述方法的另一個具體實施例，所述第一和/或第二催化劑選自Beta沸石、絲光沸石和具有MWW層狀結構的沸石。所述第一催化劑和第二催化劑可相同或不同。本發明方法中使用的催化劑選自Beta沸石、絲光沸石或具有MWW層狀結構的沸石。其中，所述具有MWW層狀結構的沸石可以選自MCM-22、MCM-56、MCM-49，以及按照文獻CN 200410066636.2和200610029980.3所公開的具有MWW結構的沸石。
根據本發明提供的方法，優選地，所述第一反應區和第二反應區包括至少一段的反應器，或者是由至少由兩 個單段反應器串聯而成的反應區，或者是由至少一個單段反應器和至少一個含至少兩段的反應器串聯而成的反應區。
在上述方法的一個具體實施例中，所述第一含丙烯物流分段進入主反應區，第一含丙烯物流也可分批次進料，以避免丙烯的局部濃度過高。在上述方法的另一個具體實施例中，當有第二含丙烯物流進入第二反應區時，所述第二含丙烯物流可分段進入次反應區，第二含丙烯物流也可分批次進入次反應區。
在上述方法的另一實施例中，在步驟1)中，所述第一含苯物流從第一反應區的頂部進入，循環回第一反應區的物流Ia從第一反應區的頂部進入。
在上述方法的另一實施例中，在步驟1)中，進入第二反應區的物流從第二反應區的頂部進入。
本發明方法中，所述壓力是指錶壓。所述循環比是從反應區流出的物流中循環回反應區繼續反應的物流與未循環物流的重量比。
為了解決在低苯烯比條件下，丙烯轉化率低、催化劑容易失活以及產品中雜質正丙苯含量高，這三個相互矛盾的問題，本發明方法設置了至少兩個反應區，使從主反應區的流出的物流進入至少一個次反應區繼續反應，主反應區在較高的循環比條件下運行，次反應區在較低的循環比或幾乎沒有外循環物料存在的條件下運行，這實質上延長了總的停留時間。丙烯在主反應區幾乎完全反應，少量未反應的丙烯繼續在次反應區反應，從而保證了丙烯的高轉化率。同時， 在現有技術中，烷基化的反應溫度通常在150℃左右，反應溫度的上下調整範圍在10℃以內，甚至小於5℃。溫度的變化會嚴重影響丙烯的轉化率和雜質正丙苯的含量。本發明中，通過採用主、次反應區的方案，主、次反應區的溫度可以獨立變化，能夠保證丙烯的完全轉化和低的雜質含量。採用本發明方法，苯烯比可以降低到2.0以下，丙烯轉化率可以大於99.99%，產品中正丙苯含量可以低於200毫克/千克異丙苯，取得了較好的技術效果。
根據本發明所述方法的一個優選實施例中，所述第一反應區包括並聯的多個反應器。當某一反應器中的催化劑活性降低或失活時，可單獨將該反應器中的催化劑進行再生而無需將整個裝置停車。根據本發明所述方法的另一個優選實施例中，所述第二反應區包括並聯的多個反應器。當第二反應區內的某一反應器中的催化劑活性降低或失活時，可單獨將該反應器中的催化劑進行再生而無需將整個裝置停車。通過這種方式，實現了反應器的切換操作和工藝組合，提高裝置操作穩定性。
根據本發明的另外一個實施例，所述方法還包括：當第一反應區內的第一催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟1)切換至步驟2)；其中，步驟2)：關閉第一含苯物流和第一含丙烯物流；僅將第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流 IIIa和IVa，物流IVa循環回第二反應區，物流IIIa經提純，得到產物異丙苯，此時，第一催化劑處於活性恢復階段；當第一催化劑的活性恢復後，從步驟2)切換至步驟3)；其中，步驟3)：第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流IIIb和IVb，物流IVb循環回第二反應區，物流IIIb進入第一反應區；進入第一反應區的物流與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第一含異丙苯的物流；所述第一含異丙苯的物流的至少一部分物流IIb經提純，得到產物異丙苯；當第二反應區內的第二催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟3)切換到步驟4)；其中步驟4)：關閉第二含苯物流和第二含丙烯物流；僅將第一含苯物流和第一含丙烯物流通入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第一含異丙苯的物流；將第一含異丙苯的物流分為物流IIb和Ib，物流Ib循環回第一反應區，物流IIb經提純，得到產物異丙苯，此時的第二催化劑處於活性恢復階段；當第二催化劑的活性恢復後，從步驟4)切換至步驟1)。也即本發明提供了一種連續製備異丙苯的方法，包括：步驟1)將第一含苯物流和第一含丙烯物流進入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，從第一反應區得到第一含異丙苯的物流；第一含異丙苯的物流分為物流Ia和IIa，物流Ia循環回第一反應區，物流IIa進入第二反應區；進入第二反應區的物流與第二催化劑接觸，進行烷基化反 應，從第二反應區得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流中的至少一部分物流IIIa進行提純，得到產物異丙苯；當第一反應區內的第一催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟1)切換至步驟2)；其中，步驟2)：關閉第一含苯物流和第一含丙烯物流；僅將第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流IIIa和IVa，物流IVa循環回第二反應區，物流IIIa經提純，得到產物異丙苯，此時，第一催化劑處於活性恢復階段；當第一催化劑的活性恢復後，從步驟2)切換至步驟3)；其中，步驟3)：第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流IIIb和IVb，物流IVb循環回第二反應區，物流IIIb進入第一反應區；進入第一反應區的物流與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第一含異丙苯的物流；所述第一含異丙苯的物流的至少一部分物流IIb經提純，得到產物異丙苯；當第二反應區內的第二催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟3)切換到步驟4)；其中步驟4)：關閉第二含苯物流和第二含丙烯物流；僅將第一含苯物流和第一含丙烯物流通入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第一含異丙苯的物流；將第一含異丙苯的物流分為物流IIb和Ib，物流Ib循環回第一反應區，物流IIb經提純，得到 產物異丙苯，此時的第二催化劑處於活性恢復階段；當第二催化劑的活性恢復後，從步驟4)切換至步驟1)。
根據本發明所述的連續生產異丙苯的方法，上述步驟1)的限定同上。
根據本發明，隨著反應的長時間連續進行，催化劑的活性會下降。由於在步驟1)中，第一反應區為主反應區，因此，第一反應區內的第一催化劑的活性最先下降。在一個具體實例中，催化劑的活性低於預設值是指催化劑的活性降低或失活。所述催化劑的活性可用原料的轉化率來表徵。在一個實施例中，當原料轉化率低於99.95%時，如轉化率為99.91%時，就可認為催化劑的活性降低至低於預定值了。
在所述步驟2)中，關閉第一含苯物流和第一含丙烯物流後，即第一反應區內無物流通過或無反應發生，僅在第二反應區有反應進行，整個體系處於單反應區操作模式狀態；此時，第一反應區內的第一催化劑處於活性恢復階段。活性恢復的方法包括離線再生，或直接更換成新鮮的第一催化劑。
在第一反應區內的第一催化劑的活性恢復後，也即當催化劑再生完畢或更換後，從步驟2)切換到步驟3)，也即從單反應區操作模式重新切換為兩反應區操作模式。在步驟3)中，第二反應區為主反應區，第一反應區為次反應區。
在上述方法的一個具體實施例中，在所述步驟3)中，所述第一含異丙苯的物流的一部分物流Ib循環至第一反應區，所述第二反應區的循環比大於第一反應區的循環 比。在步驟3)中，當第一含異丙苯的物流中沒有物流循環至第一反應區時，也即此時，第一反應區的循環比為0，所述第二反應區的循環比依然大於第一反應區的循環比。主反應區的循環比依然大於次反應區。在一個具體的優選實施例中，所述步驟3)中，所述第一反應區的循環比和第二反應區的循環比的比值為0~0.5，優選0.01~0.5。
在上述方法的另一個具體實施例中，在所述步驟3)中，所述第二反應區的操作條件為：第二含苯物流中的苯與第二含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為0.5：1~3.0：1，第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~10小時-1，反應溫度為90~180℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，循環比為1~50；優選地，第二含苯物流中的苯與第二含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為1.0：1~3.0：1，第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.2~5.0小時-1，反應溫度為95~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，循環比為2~25。
在上述方法的另一個具體實施例中，在所述步驟3)中，所述第一反應區的操作條件為：反應溫度為80~160℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，液相重量空速為1~100h-1，優選地，反應溫度為90~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，液相重量空速為1~60小時-1。
在上述方法的另一個具體實施例中，在所述步驟3)中，所述第一反應區的循環比為0.1~15，優選，循環比為0.1~10。
本發明上述方法，通過步驟1)至步驟3)，兩個 反應區，實現了通過較大幅度的調節溫度，降低雜質正丙苯含量、提高丙烯轉化率，實現了反應器的切換操作和工藝組合，提高裝置操作穩定性。同時反應區的溫度可以根據需要在90~180℃範圍內進行調整，而能夠保證丙烯的完全轉化和低的雜質含量。同時，根據反應區內的催化劑的運行情況，可以實現反應區的切換運行、甚至催化劑的再生以及甚至只有一個反應區投入運行。採用本發明方法，不需整個裝置停車更換催化劑，正丙苯含量可以低於300毫克/千克異丙苯，丙烯轉化率可以大於99.99%，取得了較好的技術效果。
在上述方法的另一個具體實施例中，在所述步驟3)中，將第一含苯物流和第一含丙烯物流通入第一反應區，從而得到更好的反應效果。此時，所述第一含苯物流的重量空速以苯計0.5~30小時-1，，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~5小時-1。。
根據本發明，在步驟3)中，第二反應區為主反應區，第一反應區為次反應區。隨著反應的長時間進行，第二反應區的第二催化劑的活性下降。當以原料丙烯的轉化率為表徵的第二催化劑的活性下降後，從步驟3)切換至步驟4)。
在上述方法的步驟4)中，關閉第二含苯物流和含丙烯物流，第二反應區內無物流通過或無反應發生，僅在第一反應區有反應進行，整個體系處於單反應區操作模式狀態；此時，第二反應區內的第二催化劑處於活性恢復階段。活性恢復的方法包括離線再生，或直接更換成新鮮的第二催化劑。
在本發明中，步驟2)和4)為單反應區操作模式，其工藝參數可參照現有工藝，為本領域技術人員所熟知的。此處不再贅述。
當第二反應區內的第二催化劑的活性恢復後，從步驟4)切換到步驟1)。通過上述步驟4)和1)，實現了當第二催化劑的活性恢復時，反應區的切換，從單反應區操作切換為雙反應區操作。
根據本發明的另一個具體實施例，本發明的方法包括步驟1)至步驟4)的切換運行，形成一整套連續不間斷地生產異丙苯的方法。採用本發明方法，即使是長時間生產異丙苯，催化劑需要進行更換或再生，也不需整個裝置停車，正丙苯含量可以低於200毫克/千克異丙苯，丙烯轉化率可以大於99.99%，取得了較好的技術效果。
根據本發明，在現有技術中，為降低產品中正丙苯含量，通常採用降低反應器操作溫度和高的外循環比的手段，低溫和高循環比勢必會導致丙烯的轉化率降低。為克服這一矛盾，本發明方法設置了主、次兩個反應區(循環比較大的反應區為主反應區，循環比較小(包含循環比為0)的反應區為次反應區)，主反應區在較高的外循環比條件下運行，次反應區在較低的循環比或幾乎沒有外循環物料存在的條件下運行。在步驟1)中：丙烯在第一反應區(主反應區)幾乎完全反應，第一反應區流出物流進入幾乎沒有循環物流的第二個反應區(次反應區)繼續反應，這實質上延長了停留時間，使在第一反應器未反應的少量丙烯繼續反應，從而保證 了丙烯的高轉化率。同時，反應開始時，第一反應區為主反應區，第二反應區為次反應區，當第一反應區的催化劑活性降低或失活後，通過兩次切換工序到達步驟3)，此時第一反應區成了次反應區，而第二反應區成為主反應區，實現了裝置的平穩生產。本發明通過採用至少兩個反應區的組合，實現了通過較大幅度的調節溫度，降低雜質正丙苯含量、提高丙烯轉化率，實現了反應器的切換操作和工藝組合，提高裝置操作穩定性。
根據本發明，在現有技術中烷基化的反應溫度通常在150℃左右，反應溫度的上下調整範圍在10℃以內，甚至小於5℃。溫度的變化會嚴重影響丙烯的轉化率和雜質正丙苯的含量。本發明中，通過採用主、次反應區的方案，主次反應區的溫度可以獨立變化，同時單個反應區、尤其主反應器的溫度可以根據需要在90~180℃範圍內進行調整，而能夠保證丙烯的完全轉化和低的雜質含量。
根據本發明，可以根據反應區催化劑的運行情況，可以實現反應區的切換運行、甚至催化劑的再生；甚至只有一個反應器投入運行，而另一個催化劑活性降低的反應區內進行催化劑的線上再生，從而避免了工藝的間斷，實現了異丙苯的連續生產，具有很高的經濟價值和社會價值。
根據本發明，採用兩個反應區的組合，能夠高效地生產異丙苯，甚至在丙烯比較低的情形下也能夠高效地生產異丙苯，丙烯的轉化率高，大於99.99%；降低了催化劑的失活速率；無需整個工藝停車更換催化劑，實現了工藝的連 續運行，具有深遠的經濟效益和社會效益。
1‧‧‧第一反應區
2‧‧‧第二反應區
3‧‧‧循環泵
4、5、8、9、12、13、14、15、16、17、18、20、21、22‧‧‧物流
6、7、10、11、23、24、25、26、27、28、29、30、31、32‧‧‧閥門
圖1為根據本發明一個具體實施例的工藝流程示意圖；圖2為現有技術的工藝流程示意圖；圖3為根據本發明一個具體實施例的工藝流程圖。
下面通過附圖和實施例對本發明作進一步闡述。
圖1為根據本發明一個具體實施例的工藝流程示意圖；含第一反應區和第二反應區，每個反應區為兩床層，每床層上均設置有催化劑。圖1和圖2中，1為第一反應區，2為第二反應區，4為第一含苯物流，5為第一含丙烯物流。
所述方法包括以下步驟：1)將第一含苯物流4和第一含丙烯物流5進入第一反應區1，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第一含異丙苯的物流12；第一含異丙苯的物流12分為兩部分(物流17和物流15)，一部分(物流17，對應物流Ia)循環回第一反應區，另一部分(物流15，對應物流IIa)進入第二反應區2；進入第二反應區2的物流與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第二含異丙苯的物流13；第二含異丙苯的物流13中的至少一部分(物流14(對應物流 IIIa))提純，得到產物異丙苯。
圖1中的工藝還包括：第二含異丙苯的物流13中的一部分物流18(對應物流IVa)循環回第二反應區2。圖1中的工藝還可包括(圖中未示出)：將第二含苯物流和/或第二含丙烯物流通入第二反應區2。
圖2為現有技術的工藝流程圖。僅有一個反應器1，包含四個催化劑床層。第一含丙烯物流5分四部分進入四個催化劑床層，第一含苯物流4從反應器的頂部進入反應器。產物料流為14。
圖3為根據本發明的一個實施例的工藝流程圖。反應開始時，第一反應區(以一個反應器為例)為主反應區，第二反應區(以一個反應器為例)為次反應區。步驟1)：第一含苯物流4從第一反應區1頂部進入，第一含丙烯物流5分別通過閥門6和7進入兩個催化劑床層，與第一催化劑接觸進行反應，得到包括苯、異丙苯、多異丙苯和微量丙烯的物流12；從第一反應區1流出的物流12分為兩股：一股物流17(對應物流Ia)經循環泵3送回第一反應區1，另一股物流15(對應物流IIa)直接進入第二反應區2；進入第二反應區2的物流與第二催化劑接觸，繼續反應，生成第二含異丙苯的物流13；將第二含異丙苯物流13的一部分(物流14(對應物流IIIa))提純，可得到異丙苯。在上述操作條件下，閥門6、7、28、29、30、31和32處於開放狀態，而閥門10、11、23、24、25、26和27處於切斷狀態。所述方法還包括：在步驟1)第二含異丙苯的物流13中的一部分物流18(對應物流 IVa)循環回第二反應區2(如通過閥門26以物流22的形式)，此時閥門24和26變更為打開狀態，但僅允許較小物流通過。圖1中的工藝還可包括：在步驟1)中，將第二含苯物流8和/或第二含丙烯物流9通入第二反應區2，此時，閥門10、11、23變更為打開狀態，但僅允許較小物流通過。
當反應進行到一定階段時，第一催化劑的活性下降至低於預定值(下降或失活)，從步驟1)切換至步驟2)。也即從步驟1)的雙反應區操作狀態切換到步驟2)的單反應區操作狀態。關閉第一含苯物流4和第一含丙烯物流5，如可通過關閉閥門6、7和28；僅將第二含苯物流8和第二含丙烯物流9通入第二反應區2，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流13；將第二含異丙苯的物流13分為兩部分，一部分循環回第二反應區(物流18(對應物流IVa)經閥門24和26)，另一部分(物流14，對應物流IIIa)經提純，得到產物異丙苯。此時，閥門6、7、28、25、27、29、30和31是關閉的，閥門10、11、23、24、26和32處於打開狀態。此時，第一反應區內的催化劑處於活性恢復狀態，如再生或更換狀態。
當第一催化劑的活性恢復後，也即催化劑更換或再生後。從步驟2)切換至步驟3)。也即從步驟2)的單反應區操作狀態切換到步驟3)的兩反應區操作狀態。此時，以第二反應區為主反應區，第一反應區為次反應區。第二苯物流8從第二反應區頂部進入，第二丙烯物流9分別通過閥門10和11進入兩個催化劑床層，與第二催化劑接觸進行反應，得到 包括苯、異丙苯、多異丙苯的產物物流13。從第二反應區流出的物流13分為兩股：一股物流18經循環泵3以物流22送回第二反應區(對應物流IVb)，另一股物流16(對應物流IIIb)直接進入第一反應區繼續反應，在第一反應區底部得到第一含異丙苯的物流12，其中一部分物流經閥門27以物流32)進入後續提純(對應物流IIb)，得到異丙苯。在上述操作條件下，閥門10、11、23、24、25、26和27處於開放狀態，而閥門6、7、28、29、30、31和32處於切斷狀態。所述步驟3)的一個實施例中，第一含異丙苯的物流12中的一部分物流17經循環泵以物流21循環回第一反應區1(對應物流Ib)，此時閥門30和29變更為打開狀態，但僅允許較小物流通過。所述步驟3)的另一個實施例中，將第一含苯物流4和/或第一含丙烯物流5通入第一反應區1，此時，閥門6、7、28變更為打開狀態，但僅允許較小物流通過。
當反應進行到一定階段時，在步驟3)中處於主反應區的第二催化劑的活性下降至低於預設值(下降或失活)，步驟3)切換到步驟4)，從步驟3)的兩反應區操作狀態切換到了步驟4)中的單反應區操作狀態。關閉第二含苯物流8和第二含丙烯物流9；僅將第一含苯物流4和第一含丙烯物流5通入第一反應區1，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第一含異丙苯的物流12；將第一含異丙苯的物流12分為兩部分，一部分循環(物流17)通過循環泵3以物流21循環回第一反應區(對應物流Ib)，另一部分經閥門以物流32)(對應物流IIb)進入後續提純，得到產物異丙苯。此時，閥 門6、7、28、27、29和30是打開的，其他的閥門處於關閉狀態。此時，第二反應區內的催化劑處於再生或更換狀態。
在第二反應區內的催化劑再生或更換完畢後，第二催化劑的活性恢復後時，從步驟4)切換為1)，即第一反應區)為主反應區，第二反應區為次反應區。從步驟4)的單反應區操作狀態切換到了步驟1)中的兩反應區操作狀態。
實施例1
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含兩個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，均為MCM-56沸石。每個床層均裝載有20克MCM-56沸石催化劑。
第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，苯流量為135克/小時，進入每段催化劑床層的丙烯流量為20克/小時，苯烯比為1.8，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為1050克/小時，循環比為6。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度115℃，反應壓力2.5MPa，液相空速為4.4小時-1，循環比為0。
連續運行15天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量92mg/kg異丙苯。
實施例2
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應 器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含兩個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，每個床層的裝載催化劑的量均為10g。催化劑按照文獻CN200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度120℃，反應壓力2.5MPa，苯流量為84克/小時，進入每段催化劑床層的丙烯流量為15克/小時，苯烯比為1.5，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環流量為798克/小時，循環比為7.0。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，液相空速為11小時-1，循環流量為110克/小時，循環比為1.0。
連續運行15天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量87mg/kg異丙苯。
實施例3
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含三個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，每個床層的裝載催化劑的量均為20g。催化劑按照文獻CN200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，苯流量為220克/小時，進入每段催化劑床層的丙烯流量為20克/小時，苯烯比為2.0，丙烯重 量空速為1.0小時-1，循環流量為1692克/小時，循環比為6。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度105℃，反應壓力2.5MPa，第一段催化劑床層丙烯流量為5克/小時，另外兩段催化劑床層不通入丙烯，液相空速為4.8小時-1，循環流量為340克小時，循環比為1.2。
連續運行7天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量50mg/kg異丙苯。
實施例4
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含一個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，每個床層的裝載催化劑的量均為20g。催化劑按照文獻CN 200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
第一反應器的反應條件為：催化劑床層反應溫度135℃，反應壓力3.0MPa，苯流量為167克/小時，進入催化劑床層的丙烯流量為30克/小時，苯烯比為3.0，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環流量為2360克/小時，循環比為12。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力3.0MPa，液相空速為10小時-1，循環流量為0克/小時，循環比為0。
連續運行15天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量110mg/kg異丙苯。
實施例5
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含兩個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，每個床層的裝載催化劑的量均為10g，催化劑為MCM-56沸石催化劑。
第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.5MPa，苯流量為279克/小時，進入每段催化劑床層的丙烯流量為30克/小時，苯烯比為2.5，丙烯重量空速為3.0小時-1，循環流量為2700克/小時，循環比為8.0。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度100℃，反應壓力2.5MPa，液相空速為17小時-1，苯流量為0克/小時，每段催化劑床層丙烯流量為0克/小時，循環流量為0克小時，循環比為0。
連續運行7天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量75mg/kg異丙苯。
實施例6
按圖1的工藝流程，包含兩個反應器，第一反應器和第二反應器。第一反應器和第二反應器都分別包含兩個催化劑床層。第一催化劑和第二催化劑相同，每個床層的裝載催化劑的量均為10g，催化劑按照文獻CN200610029980.3的實施例2公開的方法製備。
第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度115℃，反應壓力2.7MPa，苯流量為75克/小時，進入每段催 化劑床層的丙烯流量為8克/小時，苯烯比為2.5，丙烯重量空速為0.8小時-1，循環流量為275克/小時，循環比為3.0。
第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度120℃，反應壓力2.7MPa，苯流量為75克/小時，進入每段催化劑床層的丙烯流量為0克/小時，循環流量為91克/小時，循環比為0.5，液相空速為9.1小時-1。
連續運行7天，反應結果：丙烯轉化率99.98%，產物中正丙苯含量97mg/kg異丙苯。
比較例1
採用只有一個反應區(一個反應器)的工藝流程，如圖2所示，反應器包含四段催化劑床層，丙烯分為四部分分別進入四個催化劑床層，苯從反應器頂部進入，每個催化劑床層裝載有10克含MCM-22沸石的成型催化劑。
反應條件為：每段床層反應溫度140℃，反應壓力2.7MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為15克/小時，苯流量為178克/小時，循環流量為1428克/小時，苯烯比為1.6，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環比為6.0。
連續運行15天，反應結果：丙烯轉化率99.0%，產物中正丙苯含量170mg/kg異丙苯。這說明現有技術中在低苯烯比條件下，丙烯的轉化率較低，同時正丙苯含量也較高。
由上述結果可以得知，採用現有技術在低苯烯比條件下，丙烯的轉化率較低，同時正丙苯含量也較高；而採用本發明提供的方法，在更低的苯烯比條件下，丙烯的轉化 率高，催化劑的壽命長，產物中雜質正丙苯的含量低，取得了良好的綜合效果，具有良好的經濟效益和社會效益，具有寬廣的應用前景。
實施例7
參照圖3的工藝流程，第一反應區和第二反應區均包含一個反應器，每個反應器包含兩個催化劑床層，其中每個反應器的每個催化劑床層裝載有10克MCM-22沸石催化劑。
反應開始時，第一反應區(反應器)為主反應區(反應器)，第二反應區(反應器)為次反應區(反應器)。閥門6、7、28、29、30、31和32處於打開的狀態，而閥門10、11、23、25和27處於切斷狀態，閥門24和26僅有少量的循環物流通過。這時第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度105℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為95克小時，循環比為1.0，液相空速為9.5小時-1。連續運行30天，反應結果：第一反應出口丙烯轉化率99.95%，第二反應出口丙烯轉化率99.99%，第二反應出口反應產物中正丙苯含量60mg/kg異丙苯。
按照上述工藝條件，繼續運行150天，第一反應 器出口丙烯轉化率99.91%，第二反應出口丙烯轉化率99.99%。進行兩個反應器的切換操作，從兩個反應器操作模式切換為單反應器操作模式。使第二反應器處於線上的反應器的狀態，使第一反應器處於離線的催化劑再生狀態。閥門6、7、25、27、28、29、30和31處於完全關閉的狀態，完全沒有物流通過；而閥門10、11、23、24、26和32處於打開的狀態。這時處於線上的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。反應結果為：反應出口丙烯轉化率99.99%，反應產物中正丙苯含量76mg/kg異丙苯。
第一反應器的催化劑再生結束後，進行切換，重新切換為兩反應器操作模式。將第一反應器併入線上的反應系統，維持第二反應器為主反應器，使再生後的第一反應器處於次反應器的狀態。閥門10、11、23、24、25、26和27處於打開的狀態；而閥門6、7、28、31和32處於切斷狀態，閥門30和29只有較小的循環物流通過。這時各反應器的具體反應條件為：作為主反應器的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。作為次反應器的第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量 為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為95克/小時，循環比為1.0，液相空速為9.5小時-1。
連續運行30天，反應結果：第二反應出口丙烯轉化率99.96%，第一反應出口丙烯轉化率99.99%，第一反應出口反應產物中正丙苯含量66mg/kg異丙苯。
實施例8
同實施例7，不同之處在於：催化劑按照文獻CN 200410066636.2公開的方法製備；當第一反應器的催化劑再生結束後，併入線上的反應系統後，第二反應器為主反應器，第一反應器為次反應器，而閥門6和7有少量的物流通過；其中，第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為15克/小時，苯流量為105克/小時，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環流量為800克/小時，循環比為5.9；第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量為2克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為120克/小時，循環比為0.9，液相空速為13小時-1。連續運行30天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量95mg/kg異丙苯。
實施例9
參照圖3的工藝流程，包含兩個反應器，只是每個反應器包含三個催化劑床層，其中每個反應器的每個催化 劑床層裝載有10克催化劑，催化劑按照文獻CN 200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
反應開始時，閥門6、7、28、29、30、31和32處於打開的狀態，而閥門10、11、25和27處於切斷狀態，閥門23、24和26僅有少量的循環物流通過。第一反應器為主反應器，第二反應器為次反應器。第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度95℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為15克/小時，苯流量為210克/小時，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環流量為1500克/小時，循環比為5.9。第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.5MPa，第一段催化劑床層丙烯流量為5克/小時，另外兩段催化劑床層不通入丙烯，苯流量為20克/小時，循環流量為320克/小時，循環比為1.1，液相空速為20小時-1。連續運行7天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量50mg/kg異丙苯。
按照上述工藝條件，繼續運行150天，第一反應器出口丙烯轉化率99.91%，第二反應出口丙烯轉化率99.99%。進行兩個反應器的切換操作，從兩個反應器操作模式切換為單反應器操作模式。使第二反應器處於線上的反應器的狀態，使第一反應器處於離線的催化劑再生狀態。閥門6、7、25、27、28、29、30和31處於完全關閉的狀態，完全沒有物流通過；而閥門10、11、23、24、26和32處於打開的狀態。這時處於線上的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床 層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。反應結果為：反應出口丙烯轉化率99.99%，反應產物中正丙苯含量76mg/kg異丙苯。
第一反應器的催化劑再生結束後，進入切換，重新切換為兩反應器操作模式。將第一反應器併入線上的反應系統，維持第二反應器為主反應器，使再生後的第一反應器處於次反應器的狀態。閥門10、11、23、24、25、26和27處於打開的狀態；而閥門6、7、28、31和32處於切斷狀態，閥門30和29只有較小的循環物流通過。這時各反應器的具體反應條件為：作為主反應器的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。作為次反應器的第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為95克小時，循環比為1.0，液相空速為9.5小時-1。
連續運行30天，反應結果：第二反應出口丙烯轉化率99.96%，第一反應出口丙烯轉化率99.99%，第一反應出口反應產物中正丙苯含量66mg/kg異丙苯。
實施例10
參照圖3的工藝流程，包含兩個反應器，只是每 個反應器包含一個催化劑床層，其中每個反應器的催化劑床層裝載有20克催化劑，催化劑按照文獻CN 200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
反應開始時，閥門6、7、28、29、30、31和32處於打開的狀態，而閥門10、11、23、24、25、26和27處於切斷狀態。第一反應器為主反應器，第二反應器為次反應器。第一反應器的反應條件為：催化劑床層反應溫度135℃，反應壓力3.0MPa，進入催化劑床層的丙烯流量為60克/小時，苯流量為167克/小時，丙烯重量空速為1.5小時-1，循環流量為2360克/小時，循環比為10。第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力3.0MPa，催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為0克小時，循環比為0，液相空速為5.6小時-1。連續運行15天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量105mg/kg異丙苯。
按照上述工藝條件，繼續運行150天，第一反應器出口丙烯轉化率99.91%，第二反應出口丙烯轉化率99.99%。進行兩個反應器的切換操作，從兩個反應器操作模式切換為單反應器操作模式。使第二反應器處於線上的反應器的狀態，使第一反應器處於離線的催化劑再生狀態。閥門6、7、25、27、28、29、30和31處於完全關閉的狀態，完全沒有物流通過；而閥門10、11、23、24、26和32處於打開的狀態。這時處於線上的第二反應器的反應條件為：床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入催化劑床層的丙烯 流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。反應結果為：反應出口丙烯轉化率99.99%，反應產物中正丙苯含量76mg/kg異丙苯。
第一反應器的催化劑再生結束後，進入切換，重新切換為兩反應器操作模式。將第一反應器併入線上的反應系統，維持第二反應器為主反應器，使再生後的第一反應器處於次反應器的狀態。閥門10、11、23、24、25、26和27處於打開的狀態；而閥門6、7、28、31和32處於切斷狀態，閥門30和29只有較小的循環物流通過。這時各反應器的具體反應條件為：作為主反應器的第二反應器的反應條件為：床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。作為次反應器的第一反應器的反應條件為：床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為95克小時，循環比為1.0，液相空速為9.5小時-1。
連續運行30天，反應結果：第二反應出口丙烯轉化率99.96%，第一反應出口丙烯轉化率99.99%，第一反應出口反應產物中正丙苯含量66mg/kg異丙苯。
實施例11
參照圖3的工藝流程，包含兩個反應器，只是每 個反應器包含兩個催化劑床層，其中每個反應器的每個催化劑床層裝載有30克催化劑，催化劑按照文獻CN200410066636.2的實施例3公開的方法製備。
反應開始時，閥門6、7、28、29、30、31和32處於打開的狀態，而閥門10、11、23、24、25、26和27處於切斷狀態。第一反應器為主反應器，第二反應器為次反應器。第一反應器的反應條件為：催化劑床層反應溫度125℃，反應壓力2.7MPa，進入催化劑床層的丙烯流量為30克/小時，苯流量為178克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為1200克/小時，循環比為5.0。第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.7MPa，催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為0克小時，循環比為0，液相空速為7.9小時-1。連續運行10天，反應結果：丙烯轉化率99.99%，產物中正丙苯含量88mg/kg異丙苯。
按照上述工藝條件，繼續運行150天，第一反應器出口丙烯轉化率99.91%，第二反應出口丙烯轉化率99.99%。進行兩個反應器的切換操作，從兩個反應器操作模式切換為單反應器操作模式。使第二反應器處於線上的反應器的狀態，使第一反應器處於離線的催化劑再生狀態。閥門6、7、25、27、28、29、30和31處於完全關閉的狀態，完全沒有物流通過；而閥門10、11、23、24、26和32處於打開的狀態。這時處於線上的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床 層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。反應結果為：反應出口丙烯轉化率99.99%，反應產物中正丙苯含量76mg/kg異丙苯。
第一反應器的催化劑再生結束後，進入切換，重新切換為兩反應器操作模式。將第一反應器併入線上的反應系統，維持第二反應器為主反應器，使再生後的第一反應器處於次反應器的狀態。閥門10、11、23、24、25、26和27處於打開的狀態；而閥門6、7、28、31和32處於切斷狀態，閥門30和29只有較小的循環物流通過。這時各反應器的具體反應條件為：作為主反應器的第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度135℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，丙烯重量空速為1.0小時-1，循環流量為475克/小時，循環比為5.0。作為次反應器的第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度125℃，反應壓力2.5MPa，每段催化劑床層丙烯流量為0克/小時，苯流量為0克/小時，循環流量為95克小時，循環比為1.0，液相空速為9.5小時-1。
連續運行30天，反應結果：第二反應出口丙烯轉化率99.96%，第一反應出口丙烯轉化率99.99%，第一反應出口反應產物中正丙苯含量66mg/kg異丙苯。
實施例12
同實施例7，不同之處在於：每個反應器的每個 催化劑床層裝載有10克MCM-56沸石催化劑；當第一反應器的催化劑再生結束後，併入線上的反應系統後，第二反應器為主反應器，第一反應器為次反應器，閥門6允許少量物流通過，閥門29和30處於切斷狀態；其中，第二反應器的反應條件為：每段床層反應溫度100℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為30克/小時，苯流量為450克/小時，丙烯重量空速為3.0小時-1，循環流量為2550克/小時，循環比為5.0；第一反應器的反應條件為：每段床層反應溫度110℃，反應壓力2.5MPa，第一段催化劑床層丙烯流量為2克/小時，第二段催化劑床層的丙烯流量為0克/小時，循環流量為0克小時，循環比為0，液相空速為25小時-1。連續運行7天，反應結果：丙烯轉化率99.98%，產物中正丙苯含量55mg/kg異丙苯。
比較例2
採用只有一個反應器的工藝流程，如圖2所示，反應器包含四段催化劑床層，丙烯分為四部分分別進入四個催化劑床層，苯從反應器頂部進入，每個催化劑床層裝載有10克MCM-22沸石催化劑。
反應條件為：每段床層反應溫度145℃，反應壓力2.7MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為20克/小時，苯流量為370克/小時，循環流量為700克/小時。
連續運行90天，反應結果：丙烯轉化率99.91%，產物中正丙苯含量220mg/kg異丙苯。這說明，現有技術中， 當在較高反應溫度條件下，丙烯能夠保持較高的轉化率，但使雜質正丙苯含量也較高。
比較例3
採用只有一個反應器的工藝流程，如圖2所示，反應器包含四段催化劑床層，丙烯分為四部分分別進入四個催化劑床層，苯從反應器頂部進入，每個催化劑床層裝載有10克MCM-22沸石催化劑。
反應條件為：每段床層反應溫度115℃，反應壓力2.5MPa，進入每段催化劑床層的丙烯流量為10克/小時，苯流量為75克/小時，循環流量為570克/小時。
連續運行120天，反應結果：丙烯轉化率99.30%，產物中正丙苯含量97mg/kg異丙苯。這說明，現有技術中，當採用較低反應溫度時，雖然能夠使雜質正丙苯含量降低，但同時也會使丙烯的轉化率降低。
由以上資料對比可以得知，採用本發明提供的方法，同時實現較低的苯烯比、較寬範圍地調節溫度，使得丙烯的轉化率高，催化劑的壽命長，產物中雜質正丙苯的含量低；同時，無需整個裝置停車以更換或再生催化劑，可連續不間斷地生產異丙苯，取得了良好的綜合效果，具有良好的經濟效益和社會效益，具有寬廣的應用前景。
應當注意的是，以上所述的實施例僅用於解釋本發明，並不構成對本發明的任何限制。通過參照典型實施例對本發明進行了描述，但應當理解為其中所用的詞語為描述 性和解釋性詞彙，而不是限定性詞彙。可以按規定在本發明申請專利範圍內對本發明作出修改，以及在不背離本發明的範圍和精神內對本發明進行修訂。儘管其中描述的本發明涉及特定的方法、材料和實施例，但是並不意味著本發明限於其中公開的特定例，相反，本發明可擴展至其他所有具有相同功能的方法和應用。
1‧‧‧第一反應區
2‧‧‧第二反應區
4、5、12、13、14、15、17、18‧‧‧物流

Claims (18)

  1. 一種生產異丙苯的方法，包括：步驟1)將第一含苯物流和第一含丙烯物流進入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，從第一反應區得到第一含異丙苯的物流；第一含異丙苯的物流分為物流Ia和IIa，物流Ia循環回第一反應區，物流IIa進入第二反應區；進入第二反應區的物流與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，從第二反應區得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流中的至少一部分物流IIIa進行提純，得到產物異丙苯。
  2. 如請求項1所述的方法，其中所述第一反應區的操作條件為：第一含苯物流中的苯與第一含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為0.5：1~3.0：1，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~10小時-1，反應溫度為90~180℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，循環比為1~50；優選地，第一含苯物流中的苯與第一含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為1.0：1~3.0：1，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.2~5.0小時-1，反應溫度為95~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，循環比為2~25；和/或所述第二反應區的操作條件為：反應溫度為80~160℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，液相重量空速為1~100h-1；優選地，反應溫度為90~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，液相重量空速為1~60小時-1。
  3. 如請求項1或2所述的方法，其中所述方法包括：所述第二含異丙苯的物流中的一部分物流IVa循環至第二反應區，所述第一反應區的循環比大於第二反應區的循環比。
  4. 如請求項1-3中任意一項所述的方法，其中所述第二反應區的循環比為0.1~15，優選0.1~10。
  5. 如請求項1-4中任意一項所述的方法，其中所述第二反應區的循環比和第一反應區的循環比的比值為0~0.5，優選0.01~0.5。
  6. 如請求項1-5中任意一項所述的方法，其中所述方法包括：將第二含苯物流和/或第二含丙烯物流通入第二反應區。
  7. 如請求項6所述的方法，其中所述第二含苯物流的重量空速以苯計為0.5~30小時-1，和/或第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~5小時-1。
  8. 如請求項1-7中任意一項所述的方法，其中所述第一和/或第二催化劑選自Beta沸石、絲光沸石和具有MWW層狀結構的沸石。
  9. 如請求項1-8中任意一項所述的方法，其中所述第一含丙烯物流分段進入第一反應區。
  10. 如請求項6-9中任意一項所述的方法，其中所述第二含丙烯物流分段進入第二反應區。
  11. 如請求項1-10中任意一項所述的方法，其中所述第一反應區包括並聯的多個反應器，和/或所述第二反應區包括並聯的多個反應器。
  12. 如請求項1-10中任意一項所述的方法，其中所述方法還包括：當第一反應區內的第一催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟1)切換至步驟2)；其中，步驟2)：關閉第一含苯物流和第一含丙烯物流；僅將第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流IIIa和IVa，物流IVa循環回第二反應區，物流IIIa經提純，得到產物異丙苯，此時，第一催化劑處於活性恢復階段；當第一催化劑的活性恢復後，從步驟2)切換至步驟3)；其中，步驟3)：第二含苯物流和第二含丙烯物流通入第二反應區，與第二催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第二含異丙苯的物流；將第二含異丙苯的物流分為物流IIIb和IVb，物流IVb循環回第二反應區，物流IIIb進入第一反應區；進入第一反應區的物流與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，生成第一含異丙苯的物流；所述第一含異丙苯的物流的至少一 部分物流IIb經提純，得到產物異丙苯；當第二反應區內的第二催化劑的活性下降至低於預設值時，從步驟3)切換到步驟4)；其中步驟4)：關閉第二含苯物流和第二含丙烯物流；僅將第一含苯物流和第一含丙烯物流通入第一反應區，與第一催化劑接觸，進行烷基化反應，得到第一含異丙苯的物流；將第一含異丙苯的物流分為物流IIb和Ib，物流Ib循環回第一反應區，物流IIb經提純，得到產物異丙苯，此時的第二催化劑處於活性恢復階段；當第二催化劑的活性恢復後，從步驟4)切換至步驟1)。
  13. 如請求項12所述的方法，其中在所述步驟3)中，所述第二反應區的操作條件為：第二含苯物流中的苯與第二含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為0.5：1~3.0：1，第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~10小時-1，反應溫度為90~180℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，循環比為1~50；優選地，第二含苯物流中的苯與第二含丙烯物流中的丙烯的摩爾比為1.0：1~3.0：1，第二含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.2~5.0小時-1，反應溫度為95~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，循環比為2~25；和/或所述第一反應區的操作條件為：反應溫度為80~160℃，反應壓力為1.0~4.0MPa，液相重量空速為1~100h-1；優選地，反應溫度為90~150℃，反應壓力為2.0~3.0MPa，液相重量空速為1~60小時-1。
  14. 如請求項12或13所述的方法，其中在所述步驟3)中，所述第一含異丙苯的物流的一部分物流Ib循環至第一反應區，所述第二反應區的循環比大於第一反應區的循環比。
  15. 如請求項13或14所述的方法，其中在所述步驟3)中，所述第一反應去的循環比為0.1~15，優選為0.1~10。
  16. 如請求項12-15中任意一項所述的方法，其中所述步驟3)中，所述第一反應區的循環比和第二反應區的循環比的比值為0~0.5，優選0.01~0.5。
  17. 如請求項12-16中任意一項所述的方法，其中在所述步驟3)中，將第一含苯物流和/或第一含丙烯物流通入第一反應區。
  18. 如請求項17所述的方法，其中在所述步驟3)中，所述第一含苯物流的重量空速以苯計0.5~30小時-1，第一含丙烯物流的重量空速以丙烯計為0.1~5小時-1。
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