专利名称：异丙苯的生产方法
技术领域：
本发明涉及一种异丙苯的生产方法。具体说是以苯和丙烯为原料通过液相烷基化的方法生产异丙苯。
背景技术：
异丙苯是一种重要的有机化工原料，主要用于生产苯酚和丙酮，其它用途是用作油漆和搪瓷珐琅的稀释剂，还用作某些石油溶液的成分以及高辛烷值航空燃料油组份。另夕卜，还可用于制造聚合和氧化催化剂，并由它制取苯乙酮、a-甲基苯乙烯和过氧化物等产品，用途十分广泛。异丙苯的传统生产方法主要有固体磷酸固定床(SPA)和三氯化铝均相鼓泡床法两种，这两种方法都存在·难以彻底解决的设备腐蚀和环境污染问题，因此自20世纪60年代以来，世界各大公司开始转向开发无腐蚀、无污染的以沸石分子筛催化剂为基础的异丙苯生产新技术。CN1037699公布了一种烷基苯的制造方法，该方法提出在生产异丙苯时，烷基化反应器和烷基转移反应器的流出物先通过脱丙烷塔脱除丙烷后，再依次进入苯塔、异丙苯塔和多异丙苯塔进行分离，得到异丙苯产品。文献W089/10910公布了一种生产异丙苯的工艺流程，即原料丙烯与新补充的原料苯在加入反应器前先通过换热器预热后进入烷基化反应器进行反应，反应后的物料进入闪蒸装置，大部分循环苯被分离出来，进入脱丙烷塔，而富含异丙苯的蒸气进入苯塔，在此分离出残留的苯。然后用白土处理异丙苯除去烷基化反应中副产的少量重质物。从苯塔塔釜出来的高级芳烃，主要为二异丙苯(DIPB)，DIPB在烷基转移工段再反应生成异丙苯。以上两个方法生产异丙苯时，CN1037699采用了设置脱丙烷塔脱除丙烷，而W089/10910则是先将反应产物减压闪蒸后，含丙烷和苯的气相物料进入脱丙烷塔脱除丙烷。这两个方法尽管工艺流程有所不同，但是同样都设置了脱丙烷塔，存在着分离塔数量多、能耗较大的缺点。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是以往技术在生产异丙苯时存在工艺流程不合理，仅含有少量丙烷的烷基化反应产物先通过一座脱丙烷塔进行分离后，再经过苯塔、异丙苯塔等才得到异丙苯产品，由此而造成能耗较高的问题，提供一种新的工艺方法。该方法具有能耗低、流程简单等特点。为了解决上述技术问题，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)在烷基化催化剂存在下，包括新鲜苯、循环苯和丙烯的混合原料进入至少含有二段催化剂床层的烷基化反应器，经过液相烷基化反应后的反应液进入苯塔；b)在烷基转移催化剂存在下，包括新鲜苯、循环苯和回收的多异丙苯进入烷基转移反应器进行液相烷基转移反应，反应产物进入苯塔；c)烷基化反应液以及烷基转移反应液进入苯塔中部，新鲜苯从苯塔中上部进入，塔顶气相物料进入塔顶冷凝器冷凝后进入回流罐，不凝气从塔顶回流罐排放进入d)步骤，侧线抽出的苯作为原料进入烷基化反应器和烷基转移反应器，苯塔塔釜液进入e)步骤；d)从c)步骤来的含有苯的丙烷气体进入吸收塔底部，从f)步骤来的多异丙苯作为吸收液从塔顶部进入，丙烷从塔顶排出，吸收了苯的多异丙苯从塔釜排出进入b)步骤的烧基转移反应器；e)从c)步骤来的塔釜液进入异丙苯塔进行分离，塔顶得到异丙苯产品，塔釜液进入f)步骤；f)从e)步骤来的塔釜液进入多异丙苯塔进行分离，多异丙苯从塔顶或塔上部侧线采出后作为吸收液进入c)步骤的吸收塔，多异丙苯塔底采出重组份。上述技术方案中，原料丙烯的摩尔浓度为70) 100 % ;新鲜苯的质量浓度为99. 0) 100% ;烷基化反应液中含有丙烷、苯、异丙苯和多异丙苯组份，其中丙烷的的摩尔浓度为O. 001)20% ;烷基化反应液不经过其他分离设施而直接进入苯塔分离，苯塔的理论塔板数为20-100，苯塔操作压力为O. O 1. OMPa (g)，优选范围为O. 1)0. 6MPa(g)，塔顶操作温度为7 200°C，优选范围为80) 150°C，塔釜操作温度为150) 300°C，优选范围为200 2500C ;原料苯进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于烷基化和烷基转移反应的苯原料；经过苯塔塔顶冷凝器冷凝后的温度为80 150°C，优选范围为90 130°C ;苯塔塔顶得到的不凝气物料中丙烷的摩尔浓度为1)90%，优选范围为10)70% ;苯塔侧线采出的苯物流中苯的质量浓度为70) 100%，优选范围为85) 100%，侧线采出位置为从上往下数第2)30层塔盘，优选范围为5 15 ;含苯的丙烷尾气采用吸收塔回收苯，吸收液为来自多异丙苯塔分离出的多异丙苯物料，吸收塔操作压力为O. O 1.OMPa(g)，优选范围为O.1 O. 6MPa(g)，操作温度为20 80°C，优选范围为30 60°C，理论塔板数为5 50，优选范围为10 30 ;异丙苯塔操作压力为-O.1 1. OMPa(g)，优选范围为O. 0)0. 5MPa(g)，操作温度为80 250°C，优选范围为100) 200°C，塔釜温度为150)300°C，优选范围为180 250°C，理论塔板数为10) 100，优选范围为20 60 ;多异丙苯塔操作压力为-O.1 O. 5MP(g)，优选范围为-O. 1)0.1MPa(g)，操作温度为80。。 250°C,优选范围为100°C 200°C，塔釜操作温度为150)300°C，优选范围为180 250°C，理论塔板数为10)100，优选范围为20 60。本发明中，含有丙烷的烷基化液不采用传统工艺使用的脱丙烷塔脱除丙烷，而是直接进入苯塔，苯塔顶设置分凝器，控制凝液温度在较高的水平，使丙烷以不凝气形式从苯塔塔顶回流罐排出，该股不凝气中不可避免的携带了较多的苯，因此，为了回收该股物料中的苯，本发明采用吸收工艺，用来自多异丙苯塔的多异丙苯作为吸收剂从吸收塔顶部进入，在吸收塔中，从苯塔来的丙烷气中的苯被吸收，而大部分的丙烷则以气相形式从吸收塔塔顶回流罐排出，实现了丙烷的分离，从吸收塔塔釜排出的吸收液则可作为烷基转移反应的原料送到烷基转移反应器。采用本发明的丙烷脱除工艺，省略了传统异丙苯装置中的脱丙烷塔系统，其中包括脱丙烷塔、塔顶冷凝器、塔釜再沸器、回流罐及回流泵等一系列设备以及相应的控制措施；尽管新增了一座吸收塔，但该塔无需再沸热源便可将丙烷气中的苯吸收下来，实现丙烷和苯的分离，吸收剂就是本装置内的多异丙苯物料，吸收了苯的多异丙苯无需进行分离就可直接作为烷基转移反应的原料。因此，采用本发明工艺，省略了脱丙烷塔所需的再沸蒸汽，能耗得以下降，适用于不同浓度丙烯原料的异丙苯生产工艺，取得了较好的技术效果。
图1为传统的异丙苯生产工艺流程不意图。图2为本发明的优化的异丙苯生产工艺流程示意图。下面介绍本发明的实施方案以便更好地理解本发明。这些实施方案以陈述的方式给出，并无限制保护范围之意，而且使用上述如图2的异丙苯生产工艺流程来实现。图1中I为烷基化和烷基转移反应单元，II为脱丙烷塔，III苯塔，IV为异丙苯塔，V为多异丙苯塔。I为丙烯原 料，2为新鲜苯原料，3为循环苯，4为多异丙苯，5为烷基化反应液，6为烷基转移反应液，7为丙烷，8为苯塔顶排出的污苯，9为异丙苯产品，10为重组份。图1所示的传统的异丙苯生产工艺流程中，丙烯原料I和循环苯原料3进入烷基化反应单元I，新鲜苯原料2进入苯塔III脱水后从侧线抽出干苯原料3送入反应单元I。反应生成的烷基化反应液5进入脱丙烷塔II从塔顶脱除丙烷气体7，脱丙烷塔塔釜液与反应生成的烷基转移反应液6 —起进入苯塔III进行分离，污苯8从塔顶排出，干苯3从苯塔侧线抽出进入烷基化和烷基转移反应单元I，苯塔塔釜液进入异丙苯塔IV进行分离，塔顶得到异丙苯产品9，塔釜液进入多异丙苯塔V进行分离，从多异丙苯塔分离出的多异丙苯4进入烷基转移单元与干苯进行烷基转移反应，塔釜排出重组份10。图2中I为烷基化和烷基转移反应单元，II为脱丙烷塔，III苯塔，IV为异丙苯塔，V为多异丙苯塔，VI为苯塔冷凝器，VII为苯塔回流罐，VIII为吸收塔。I为丙烯原料，2为新鲜苯原料，3为干苯，4为多异丙苯，5为烷基化反应液，6为烷基转移反应液，7为丙烷，9为异丙苯产品，10为重组份,11为吸收苯后的多异丙苯。图2是本发明的异丙苯生产工艺流程中，丙烯原料I和循环苯原料3进入烷基化反应单元I，新鲜苯原料2进入苯塔III脱水后从侧线采出苯原料3送入反应单元I。与传统的流程相比，反应生成的烷基化反应液5和烷基转移反应液6直接进入苯塔III进行分离，苯塔塔顶气体进入塔顶冷凝器VI冷凝，通过控制凝液温度，将含有丙烷和苯的物料以不凝气形式从苯塔塔顶回流罐排出，送至吸收塔VIII回收丙烷气中的苯。在吸收塔VIII中，由多异丙苯塔V侧线抽出的多异丙苯4作为吸收剂回收苯，脱除了苯后的丙烷以不凝气形式从吸收塔塔顶排出，而吸收了苯以后的多异丙苯11与吸收前的多异丙苯4换热后进入烷基转移反应单元I。从苯塔侧线抽出的循环苯3进入烷基化和烷基转移反应单元I，苯塔塔釜液进入异丙苯塔IV进行分离，塔顶得到异丙苯产品9，塔釜液进入多异丙苯塔V进行分离，从多异丙苯塔分离出的多异丙苯4部分或全部作为吸收塔VIII的吸收剂，多异丙苯塔塔釜排出反应生成的少量重组份10。下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于以下实施例。
具体实施例方式实施例1
以摩尔浓度为95%的丙烯和质量浓度为99. 8%的苯为原料，烷基化和烷基转移催化剂采用Beta沸石作为催化剂。采用图2工艺技术生产异丙苯。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为2. 5%。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为2. 5%。苯塔采用60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 25MPa(g)，塔顶分凝器控制温度为100°C，从苯塔回流罐排出含丙烷的气体进入吸收塔，该股气相物料中丙烷摩尔浓度为37. 7%，苯摩尔浓度为49. 9%，其他非芳12. 4m0l%。该股物料进入吸收塔底部，从多异丙苯塔来的多异丙苯作为吸收剂从塔顶送入，吸收塔塔顶操作压力为O. 15MPa(g)，吸收后从塔顶排出的不凝气中丙烷的摩尔浓度为95mol%。异丙苯塔采用50层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 02MPa(g)，塔顶操作温度为158°C。多异丙苯塔采用40层浮阀塔盘，塔顶操作压力为20KPa(a)，塔顶温度为130°C。采用该技术方案后，从异丙苯塔塔顶得到25吨/小时纯度为99. 97被％的异丙苯产品。苯塔塔釜热负荷为5. 5MW，需消耗4. OMPa (g)蒸汽11. 3吨/小时。由于吸收塔无再沸器，故无蒸汽消耗。另外，本实施例与比较例I中的异丙苯塔和多异丙苯塔的热负荷相同，蒸汽消耗也一样，故不再列出这两项数据。实施例2异丙苯的生产工艺同实施例1，以摩尔浓度为99. 5m0l%的丙烯和质量浓度为99. 8%的苯为原料，烷基化和烷基转移催化剂采用MCM-56分子筛作为催化剂。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为O. 25%。苯塔采用60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 25MPa(g)，塔顶分凝器控制温度为110°C，从苯塔回流罐排出含丙烷的气体进入吸收塔，该股气相物料中丙烷含量为14. 4mol %，苯含量为64. 9mol %，其他非芳20. 78mol %。该股物料进入吸收塔底部，从多异丙苯塔来的多异丙苯作为吸收剂从塔顶送入，吸收塔塔顶操作压力为O. 15MPa(g)，吸收后从塔顶排出的不凝气中丙烷的摩尔浓度为92mol%。异丙苯塔采用50层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 02MPa (g)，塔顶操作温度为158°C。多异丙苯塔采用40层浮阀塔盘，塔顶操作压力为20KPa(a)，塔顶温度为130°C。采用该技术方案后，从异丙苯塔塔顶得到50吨/小时纯度为99. 97被％的异丙苯产品。苯塔塔釜热负荷为10.9MW，需消耗4.0MPa(g)蒸汽22.3吨/小时。由于吸收塔无再沸器，故无蒸汽消耗。另夕卜，本实施例与比较例I中的异丙苯塔和多异丙苯塔的热负荷相同，蒸汽消耗也一样，故不再列出这两项数据。实施例3异丙苯的生产工艺同实施例1，以摩尔浓度为80mOl%的丙烯和质量浓度为99. 8%的苯为原料，烷基化和烷基转移催化剂采用MCM-56分子筛作为催化剂。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为10.7%。苯塔采用60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 22MPa(g)，塔顶分凝器控制温度为81°C，从苯塔回流罐排出含丙烷的气体进入吸收塔，该股气相物料中丙烷含量为64. 3mol %，苯含量为29. 2mol %，其他非芳6. 5mol %。该股物料进入吸收塔底部，从多异丙苯塔来的13t/h的多异丙苯作为吸收剂从塔顶送入，吸收塔塔顶操作压力为O. 15MPa(g)，吸收后从塔顶排出的不凝气中丙烷的摩尔浓度为99m0l%。异丙苯塔采用50层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 02MPa(g)，塔顶操作温度为158°C。多异丙苯塔采用40层浮阀塔盘，塔顶操作压力为20KPa(a)，塔顶温度为130°C。采用该技术方案后，从异丙苯塔塔顶得到62. 5吨/小时纯度为99. 97被％的异丙苯产品。苯塔塔釜热负荷为13. 8MW，需消耗4. OMPa(g)蒸汽28. 3吨/小时。由于吸收塔无再沸器，故无蒸汽消耗。另外，本实施例与比较例I中的异丙苯塔和多异丙苯塔的热负荷相同，蒸汽消耗也一样，故不再列出这两项数据比较例I采用实施例1相同的原料和催化剂，采用如图1所示的传统工艺生产异丙苯。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为2. 5%，该物料进入脱丙烷塔脱除丙烷，脱丙烷塔设置了 30层浮阀塔盘，塔顶操作压力为1. 52MPa(g)。苯塔设置了 60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 05MPa(g)。异丙苯塔和多异丙苯塔的操作条件与实施例1相同。异丙苯塔塔顶得到25吨/小时纯度为99. 97wt%的异丙苯产品。脱丙烷塔塔釜热负荷为
2.2MW，苯塔塔釜热负荷为5. 1丽，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽15. O吨/小时。比实施例1增加了 3. 7吨/小时的蒸汽消耗量。比较例2采用实施例2相同的原料和催化剂，采用如图1所示的传统工艺生产异丙苯。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为O. 25%，该物料进入脱丙烷塔脱除丙烷，脱丙烷塔设置了 30层浮阀塔盘，塔顶操作压力为1. 52MPa(g)。苯塔设置了 60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 05MPa(g)。异丙苯塔和多异丙苯塔的操作条件与实施例2相同。异丙苯塔塔顶得到50吨/小时纯度为99. 97wt%的异丙苯产品。脱丙烷塔塔釜热负荷为
4.5丽，苯塔塔釜热负荷为10. 2丽，共需消耗4. OMPa(g)蒸汽30.1吨/小时。比实施例2增加了 7. 8吨/小时的蒸汽消耗量。比较例3采用实施例3相同的原料和催化剂，采用如图1所示的传统工艺生产异丙苯。苯和丙烯烷基化反应后的反应产物中丙烷的摩尔含量为10. 7%，该物料进入脱丙烷塔脱除丙烷，脱丙烷塔设置了 30层浮阀塔盘，塔顶操作压力为1.52MPa(g)。苯塔设置了 60层浮阀塔盘，塔顶操作压力为O. 05MPa(g)。异丙苯 塔和多异丙苯塔的操作条件与实施例3相同。异丙苯塔塔顶得到60吨/小时纯度为99. 97wt%的异丙苯产品。脱丙烷塔塔釜热负荷为
5.5丽，苯塔塔釜热负荷为12. 7丽，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽37. 3吨/小时。比实施例2增加了 9.0吨/小时的蒸汽消耗量。
权利要求
1.一种异丙苯的生产方法，包括以下步骤a)在烷基化催化剂存在下，包括新鲜苯、循环苯和丙烯的混合原料进入至少含有二段催化剂床层的烷基化反应器，经过液相烷基化反应后的反应液进入苯塔；b)在烷基转移催化剂存在下，包括新鲜苯、循环苯和回收的多异丙苯进入烷基转移反应器进行液相烷基转移反应，反应产物进入苯塔；c)烷基化反应液以及烷基转移反应液进入苯塔中部，新鲜苯从苯塔中上部进入，塔顶气相物料进入塔顶冷凝器冷凝后进入回流罐，不凝气从塔顶回流罐排放进入d)步骤，侧线抽出的苯作为原料进入烷基化反应器和烷基转移反应器，苯塔塔釜液进入e)步骤；d)从c)步骤来的含有苯的丙烷气体进入吸收塔底部，从f)步骤来的多异丙苯作为吸收液从塔顶部进入，丙烷从塔顶排出，吸收了苯的多异丙苯从塔釜排出进入b)步骤的烷基转移反应器；e)从c)步骤来的塔釜液进入异丙苯塔进行分离，塔顶得到异丙苯产品，塔釜液进入f) 步骤；f)从e)步骤来的塔釜液进入多异丙苯塔进行分离，多异丙苯从塔顶或塔上部侧线采出后作为吸收液进入c)步骤的吸收塔，多异丙苯塔底采出重组份。
2.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于原料丙烯的摩尔浓度为 70) 100 %，原料苯的质量浓度为99. 0) 100 %。
3.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于烷基化反应液中含有丙烷、 苯、异丙苯和多异丙苯组份，其中丙烷的的摩尔浓度为0. 001) 20%。
4.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于烷基化反应液不经过其他分离设施而直接进入苯塔分离，苯塔的理论塔板数为20-100，塔顶操作压力为0.0 1. OMPa (g)，塔顶操作温度为70 200°C，塔釜操作温度为150) 300°C。
5.根据权利要求1所述的烷基苯的生产方法，其特征在于原料苯进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于烷基化和烷基转移反应的苯原料。
6.根据权利要求1所述的烷基苯的生产工艺，其特征在于经过苯塔塔顶冷凝器冷凝后的温度为80 150°C ;苯塔塔顶得到的不凝气物料中丙烷的摩尔浓度为1)90%。
7.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于苯塔侧线采出的苯物流中苯的质量浓度为70) 100%，侧线采出位置为从上往下数第2)30层塔盘。
8.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于含苯的丙烷不凝气采用吸收塔回收苯，吸收液为来自多异丙苯塔分离出的多异丙苯物料，吸收塔操作压力为0.0 1.OMPa (g)，塔顶温度为20 80°C，理论塔板数为5 50。
9.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于异丙苯塔操作压力为-O.1 1.OMPa (g)，塔顶操作温度为80 250°C，塔釜温度为150) 300°C，理论塔板数为10) 100。
10.根据权利要求1所述的异丙苯的生产方法，其特征在于多异丙苯塔操作压力为-0.1 0. 5MPa(g)，塔顶操作温度为80°C 250°C，塔釜操作温度为150) 300°C，理论塔板数为10) 100。
全文摘要
本发明涉及一种异丙苯的生产方法，主要解决以往技术中存在的异丙苯生产能耗较高的问题。本发明通过采用包括如下步骤(1)苯和丙烯在烷基化反应器中反应后进入苯塔；(2)苯和多异丙苯在烷基转移反应器中反应后进入苯塔；(3)苯塔塔顶含丙烷不凝气的气相物流进入吸收塔，塔釜物流进入异丙苯塔；(4)在吸收塔中不凝气与来自多异丙苯塔的多异丙苯逆流接触，塔釜得到的吸收液作为烷基转移反应的原料，含丙烷的不凝气从塔顶排出；(5)异丙苯塔塔顶分离出异丙苯，塔釜物料进入多异丙苯塔；(6)从多异丙苯塔分离出的多异丙苯进入吸收塔的技术方案，较好地解决了该问题，可应用于苯和丙烯液相烷基化生产异丙苯的工业生产中。
文档编号C07C6/12GK103030517SQ20111030024
公开日2013年4月10日 申请日期2011年9月29日 优先权日2011年9月29日
发明者李木金, 杨卫胜, 李向勇 申请人:中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司上海石油化工研究院