将苯烷基化的方法

将苯烷基化的方法
【专利摘要】一个典型实施方案可以为将苯烷基化的方法。该方法可包括得到来自烷基转移区的至少一部分料流，将来自烷基转移区的至少一部分料流与燃料气体料流结合，和将至少一部分结合料流供入苯甲基化区中。通常，燃料气体料流包含有效量的至少部分地来自氢气提纯方法尾气的一种或多种链烷烃用于烷基化。
【专利说明】将苯烷基化的方法
[0001]优先权陈述
[0002]本申请要求2011年5月11日提交的美国申请N0.13/105，680的优先权。
发明领域
[0003]本发明一般性地涉及将苯烷基化的方法。
[0004]相关技术描述
[0005]通常，芳烃全套设备可加工加氢处理的石脑油进料以产生各种产物，例如苯和一种或多种二甲苯。然而，可能理想的是生产高级取代的芳族化合物，例如根据市场条件。另外，当生产发动机燃料产品时，日益严格的环境规则可能要求较低的苯含量。因此，需要替代方法以从例如汽油中除去苯。因此，容许灵活地将苯转化成其它和更高价值产物的系统和方法会是理想的。
[0006]然而，现有方法会使用昂贵的催化剂和/或反应物，所述反应物可能需要进一步加工以分离不想要的副产物。因此，有利的是提供可将苯转化成其它取代得芳族化合物，同时使不想要的产物和/或副反应最小化的试剂。
[0007]—个典型技术可以为使用来自任何合适来源的烷基化剂将苯甲基化。烷基化剂可由芳族萃取萃余液和/或轻石脑油得到。在这种方法中，可将显著部分的萃余液和轻石脑油转化成丙烷。
[0008]然而，这类方法具有几个缺点。有利的是确认和使用精炼或化学生产全套设备内的其它来源以提供合适的烷基化剂。另外，通常仅使用单个苯甲基化阶段，其会提供对生产所需烷基化物而言不足的选择性。`因此，想要提供当使用精炼或化学生产料流生产烷基化物时在芳族全套设备内的灵活性和效率。
[0009]发明概述
[0010]一个典型实施方案可以为将苯烷基化的方法。该方法可包括得到来自烷基转移区的至少一部分料流，将来自烷基转移区的至少一部分料流与燃料气体料流结合，和将至少一部分结合料流供入苯甲基化区中。通常，燃料气体料流包含有效量的至少部分来自氢气提纯方法尾气的一种或多种链烷烃用于烷基化。
[0011]另一典型实施方案可以为将苯烷基化的方法。该方法可包括将来自烷基转移区的至少一部分料流供入第一或第二苯甲基化区中，将包含一种或多种C4+烃的进料供入第一苯甲基化区中，和将来自氢气提纯方法的至少一部分包含有效量的一种或多种链烷烃用于烷基化的流出物与来自第一苯甲基化区至第二苯甲基化区的至少一部分包含一种或多种Cf烃的流出物结合。
[0012]又一典型实施方案可以为将苯烷基化的方法。一般而言，该方法包括将来自海绵吸收区的具有一种或多种C3+烃的至少一部分料流供入苯甲基化区中。通常，苯甲基化区在250-700°C的温度和100-21，OOOkPa的压力下操作以生产一种或多种二甲苯。
[0013]本文提供的实施方案可使用至少一部分各种料流，例如来自氢气提纯方法尾气的燃料气体料流，或来自烷基转移区的萃余液流，以提供适用于苯的烷基化剂。一般而言，优选烷基化剂将苯甲基化以形成一种或多种二甲苯。通常，可将苯甲基化区连同任选海绵吸附区一起加入芳族设备中以改善芳族化合物烷基化。在一个典型实施方案中，可使用多个苯甲基化区以进一步增强选择性。
[0014]定义
[0015]如本文所用，术语“区”可指包含一个或多个设备件和/或一个或多个分区的区域。设备件可包括一个或多个反应器或反应容器、加热器、分离器、交换器、管、泵、压缩机和控制器。另外，设备件如反应器或容器可进一步包含一个或多个区或分区。
[0016]如本文所用，术语“料流”可以为包含各种烃分子，例如直链、支化或环状链烷烃、链烯烃、二烯烃和炔烃，和任选其它物质，例如气体如氢气，或杂质如重金属的料流。料流还可包括芳族和非芳族烃。此外，烃分子可简写为CpCyC3-Cn，其中“η”表示烃分子中的碳原子数并可进一步通过上标“ + ”或符号表征。在这种情况下，例如表征为含有C3_的料流可包含具有3个或更少碳原子的烃，例如具有3个碳原子、2个碳原子和/或I个碳原子的一种或多种化合物。下面也可使用符号“A”与数字和/或上标+或-组合表示一种或多种芳族化合物。作为实例，缩写“A9”可表示一种或多种芳族C9烃。
[0017]如本文所用，术语“芳族”可意指含有一个或多个具有不饱和环状碳基团的环的基团，其中一个或多个碳基团可被一个或多个非碳基团取代。典型的芳族化合物为具有含有3个双键的C6环的苯。此 外，将料流或区表征为“芳族”可意指一种或多种不同的芳族化合物。
[0018]如本文所用，术语“富含”可意指料流中通常至少50%，优选70重量％的量的化合物或一类化合物。
[0019]如本文所述，术语“基本”可意指料流中通常至少90%，优选95%，最佳地99重量％的量的化合物或一类化合物。
[0020]如本文所用，术语“选择性”可基于反应进料中的总链烷烃作为变成A7+烷基的经转化链烷烃的重量百分数计算。类似地，燃料气体中链烷烃，例如C1-C4烃的选择性可以为转化成A7+烷基和燃料气体化合物如甲烷和乙烷的链烷烃的重量百分数。
[0021]如所述，图中的工艺流管线可以互换地称为例如管线、管、进料、流出物、产物或料流。
[0022]附图简述
[0023]图1为芳族制备设备的示意性描述。
[0024]图2为另一典型芳族制备设备的示意性描述。
[0025]详述
[0026]参考图1，芳族制备设备100可包含萃取区150、烷基转移区180、汽提区200、分馏区220、海绵吸附区250和苯甲基化区270。通常，芳族制备设备100为精炼或化学生产设备的一部分并生产所需的二甲苯，例如对-二甲苯或间-二甲苯。
[0027]一般而言，萃取区150可接收包含一种或多种C7_烃的重整产品进料104。重整产品进料104可由重整产品分流器蒸馏塔的顶部料流得到，所述顶部料流又可由将链烷烃和环烷烃转化成一种或多种芳族化合物的重整区得到。通常，重整区可以以非常高的严苛度操作并产生100-106研究法辛烷值汽油重整产品以使一种或多种芳族化合物的产生最大化。一般而言，使烃料流，通常石脑油与重整催化剂在重整条件下接触。这种重整区例如公开于2010年I月19日提交的美国申请N0.12/689, 751中。
[0028]萃取区150可使用萃取方法,例如萃取蒸懼、液体-液体萃取或组合液体-液体萃取/萃取蒸馏方法。典型的萃取方法公开于Thomas J.Stoodt等人，“UOP SulfolaneProcess，，, Handbook of Petroleum Refining Processes, McGraw-Hi 11 (Robert A.Meyers,第3版，2004)，第2.13-2.23页中。优选使用萃取蒸馏，其可包含至少一个称为主蒸馏塔的塔，并可包含称为回收塔的第二塔。
[0029]萃取蒸馏可分离具有几乎相同的挥发度且具有几乎相同的沸点的组分。通常，将溶剂在待萃取的烃料流的进入点以上引入主萃取蒸馏塔中。溶剂可影响在不同温度下沸腾的烃料流的组分的挥发度以促进它们分离。典型的溶剂包括四氢噻吩1，1-二氧化物，即环丁砜，正甲酰基吗啉，即NFM，正甲基吡咯烷酮，即NMP，二甘醇、三甘醇、四甘醇、甲氧基三甘醇或其混合物。其它二醇醚也可以单独或与上列那些组合为合适的溶剂。
[0030]萃取区150可生产包含一种或多种芳族化合物(通常苯和甲苯)的产物流156，和萃余液流158。一般而言，可将萃余液流158送到芳族制备设备100的外部并用于精炼或化学生产设备中的任何合适方法中。在可选实施方案中，可将萃余液流158供入苯甲基化区270 中。
[0031]包含一种或多种芳族化合物的产物流156可如下文所述与汽提器底部料流208组合以形成分馏区220的结合进料212。分馏区220可包含苯分馏区230和甲苯分馏区240。一般而言，苯分馏区230可包含蒸馏塔，其提供包含苯的顶部料流232和包含一种或多种A7+化合物的底部料流234。可将该底部料流234作为进料供入甲苯分馏区240中，所述甲苯分馏区可包含蒸馏塔并提供包含甲苯的顶部料流244和包含一种或多种AS+芳族化合物的底部料流246。
[0032]通常，底部料流246可包含任何合适量的可用于生产二甲苯的化合物，即AS+化合物。通常，可将底部料流246供入如例如`US 7，727，490所公开的对_ 二甲苯分离区和异构化区中以产生所需的芳族化合物，例如对-二甲苯或间-二甲苯。包含对-二甲苯的产物流可用作方法中的原料以生产例如聚对苯二甲酸乙二醇酯和提纯的对苯二甲酸中的至少一种。可将顶部料流244送入烷基转移区180中。
[0033]尽管不愿受任何理论束缚，至少两种反应，即歧化和烷基转移可在烷基转移区180中发生。歧化反应可包括使两个甲苯分子反应形成苯和二甲苯分子，烷基转移反应可使甲苯和芳族C9烃反应以形成两个二甲苯分子。作为关于烷基转移反应的实例，I摩尔三甲基苯和I摩尔甲苯的反应可产生2摩尔二甲苯，例如对-二甲苯作为产物。乙基、丙基和更高级烷基取代的芳族C9-C10可借助脱烷基化转化成较轻的单环芳族化合物。作为实例，甲基乙基苯可通过脱烷基化而失去乙基以形成甲苯。丙苯、丁苯和二乙苯可通过脱烷基化转化成苯。甲基取代的芳族化合物如甲苯可借助歧化或烷基转移而进一步转化成苯和二甲苯。如果烷基转移区180的进料具有更多乙基、丙基和高级烷基取代的芳烃，则烷基转移区180中可产生更多的苯。一般而言，乙基、丙基和高级烷基取代的芳族化合物具有比甲基取代的芳族化合物(例如三甲基苯和四甲基苯)更高的转化率。
[0034]在烷基转移区180中，顶部料流244可与烷基转移催化剂在烷基转移条件下接触。优选催化剂为金属稳定化的烷基转移催化剂。这种催化剂可包含固体酸组分、金属组分和无机氧化物组分。固体酸组分通常为Pentasil沸石，其可包括MF1、MEL、MTW、MTT和FER(IUPAC Commission on Zeolite Nomenclature)的结构，β 沸石或丝光沸石。理想地，它为丝光沸石。其它合适的固体酸组分可包括针沸石(mazzite)、NES型沸石、EU-1、MAP0-36、MAPS0-31、SAP0-5、SAP0-11 和 SAP0-41。一般而言，针沸石包括 Ω 沸石。关于 Ω沸石以及 NU-87、EU-1、MAP0-36、MAPS0-31、SAP0-5、SAP0-11 和 SAP0-41 沸石的其它讨论在例如US 7，169, 368 BI中提供。
[0035]通常，金属组分为贵金属或贱金属。贵金属可以为钼系金属:钼、钯、铑、钌、锇或铱。一般而言,贱金属为铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铭、铁、钥、鹤或混合物。贱金属可与另一贱金属或者与贵金属组合。优选金属组分包含铼。烷基转移催化剂中合适的金属量通常为0.01-10%，优选0.1-3%，最佳地0.1-1重量％。催化剂中合适的沸石量为
1-99%，优选10-90%，最佳地25-75重量％。催化剂的余量可以由耐熔粘合剂或任选用于促进生产、提供强度和降低成本的基质组成。粘合剂应在组成方面是均匀的且相对耐熔。合适的粘合剂可包括无机氧化物，例如氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化铬、二氧化钛、氧化硼、二氧化钍、磷酸盐、氧化锌和二氧化硅中的至少一种。优选氧化铝为粘合剂。一种典型的烷基转移催化剂公开于例如US 5，847，256中。
[0036]通常，烷基转移区180在200-540°C的温度和690_4，140kPa的压力下操作。烷基转移反应可在宽范围的空速下进行，其中较高的空速以转化率为代价影响较高的对-二甲苯比率。一般而言，液时空速为0.HOhr'原料优选在蒸气相中且在氢气的存在下烷基转移。如果在液相中烷基转移，则氢气的存在是任选的。如果存在的话，游离氢气可与原料和再循环烃以0.1-至多10摩尔每摩尔烷基芳族化合物的量结合。
[0037]烷基转移区180可提供烷基转移区流出物184。烷基转移区流出物184可如前文所述与苯甲基化区流出物274结合。在可选实施方案中，可将烷基转移区流出物184供入苯甲基化区270中。流出物184和274可形成汽提器进料196。将汽提器进料196供入汽提区200中。
[0038]一般而言，汽提区200包含汽提塔，其使用任何合适的热源如加压蒸汽换热器或炉。通常，汽提塔使其中的液体再沸以产生汽提器顶部料流204和汽提器底部料流208。一般而言，汽提器顶部料流204可以为来自烷基转移区180的至少一部分烷基转移区流出物或料流184。汽提器底部料流208可如上所述与产物流156结合以形成结合进料212。
[0039]汽提器顶部料流204可与燃料气体料流112结合以形成结合进料248。一般而言，燃料气体料流112可以至少部分由任何合适的来源如氢气提纯方法得到，并包含有效量的一种或多种链烷烃。作为实例，燃料气体料流112可由氢气提纯装置(如变压吸附器)的尾气，以及来自烷基转移区180中的轻馏分产物得到。通常，燃料气体料流包含一种或多种C3_烃和其它轻质非烃气体如氢气，且通常包含氢气、甲烷、乙烷、乙烯和丙烷。燃料气体料流112可包含至少8%，优选10摩尔％，一种或多种C3+烃如丙烷。
[0040]独立地至少一部分料流112和204可形成海绵吸附区250的结合进料248。另外，也可将包含苯的顶部料流232供入海绵吸附区250中。海绵吸附区250可使用苯从燃料气体中除去C3烃如丙烷。一般而言，海绵吸附区250可提供具有与燃料气体料流112类似的组成但减去一种或多种C3+烃的燃料气体料流254，和底部料流，所述底部料流提供包含一种或多种C3和芳烃(通常苯)的至少一部分苯甲基化区进料258。
[0041]海绵吸附区250可包含塔板或填充吸收器或组合填充塔-塔板吸收器，并可在6-100°C，更优选10-20°C的优选温度和0-5，OOOkPa，优选1，000-3, OOOkPa的压力下操作。通常吸收器在气相中操作并可具有5-150个蒸馏塔板。蒸馏塔板可以为阀、筛或多降液管。吸收器也可以以无规或规整填料设计。通过填料提供的蒸馏阶段的数目可以为4-75。吸收器可以由任何合适的材料如正常碳钢构成，且吸收器塔板可由碳或不锈钢构成。如果使用填料，则它可以为碳或不锈钢，如例如US 7，238，843 B2所公开的。
[0042]可将苯甲基化区进料258供入苯甲基化区270中。苯甲基化区270，例如烷基，优选甲基，可在液相或气相中在任何合适的条件下操作。特别地，反应区可在250-700°C，优选 350-550°C 的温度;100-21，OOOkPa，优选 1，900-3，500kPa 的压力；0.1-1OOhr'优选
2-lOhr-1的重量时空速(WHSV) -M 0.1:1-5:1，优选0.5:1-4:1的氢气:烃摩尔比下操作。足够的氢气可存在于燃料气体料流112中，或者可提供另外的补充氢气。反应可在气相中进行以促进非芳烃的裂化。
[0043]尽管不愿受理论束缚，认为非芳族烃和/或饱和基团会形成甲基而不是烷基。然而，应当理解可发生至少一些烷基化，其中可将基团(如乙基、丙基、丁基和更高级基团)取代到一种或多种芳族化合物。在典型实施方案中，C3烃转化率可以为70重量％每程。在转化的C3烃中，30重量％可转化成所需产物(A7+烷基)，而其余部分可转化成燃料气体，通常Cl和C2烃。优选，实质部分的C3烃转化成燃料气体不会降低料流的价值，因为进料通常为燃料气体料流，与石油化学级丙烷相反。因此，烷基化剂对A7+芳族化合物的官能选择性通常为100重量％，即使实质部分的C3烃转化成较轻的产物。未转化烃C3可经由烷基转移区180再循环返回苯甲基化区270中。因为再循环氢气中的高甲烷，优选单程氢气。作为选择，再循环气体可通过任何可接受的手段，例如但不限于变压吸附或膜提纯。
[0044]可使用任何合适的催化剂，例如至少一种包含任何合适材料的分子筛，例如铝硅酸盐。催化剂可包含有效量的分子筛，所述分子筛可以为具有10或更高元环结构的具有至少一个孔的沸石并可具有一个或更高维 数。通常，沸石可具有大于10:1，优选20:1-60:1的SiAl2摩尔比。优选的分子筛可包括BEA、MTW、FAU(包括立方体和六边形的沸石Y，和沸石X)、M0R、LTL、ITH、ITff, MEL、FER、TON、MFS、Iffff、MF1、EU0、MTT, HEU, CHA, ER1、MWff 和 LTA。优选沸石可以为MFI和/或MTW。催化剂中合适的沸石量可以为1_99%，优选10-90重量％。催化剂的余量可以由耐熔粘合剂或任选用于促进生产、提供强度和降低成本的基质组成。合适的粘合剂可包括无机氧化物，例如氧化铝、氧化镁、氧化锆、氧化铬、二氧化钛、氧化硼、二氧化钍、磷酸盐、氧化锌和二氧化硅中的至少一种。
[0045]一般而言，催化剂基本不存在至少一种金属，通常包含基于催化剂的重量小于0.1重量％的总金属。此外，催化剂优选具有基于催化剂的重量小于0.01%，更优选小于0.001%,最佳地小于0.0001重量％的总金属。一般而言，苯甲基化区270可提供苯甲基化区流出物274，其可用作汽提器进料196的一部分，如上所讨论的。
[0046]参考图2，描述了另一典型芳族制备设备300，并可用于类似的设备中并产生与芳族制备设备100类似的产物。芳族制备设备300可包含萃取区150、烷基转移区180、汽提区200、分馏区220和海绵吸附区250。一般而言，这些区类似于上述那些。另外，流入这些区和从这些区中流出的料流可基本类似于上述料流。另外，芳族制备设备300也可包含第一苯甲基化区320和第二苯甲基化区360。
[0047]一般而言，可将重整产品进料304供入萃取区150中。萃取区150可提供产物流356和萃余液流358。萃余液流358可离开芳族制备设备300并用于精炼或化学生产设备中的别处。任选，可将至少一部分萃余液流358送入第一苯甲基化区320中。
[0048]产物流356可如下文所述与汽提器底部料流332结合，并形成分馏区220的进料368。分馏区220可包含苯分馏区230和甲苯分馏区240。
[0049]并可将进料368供入苯分馏区230中，所述苯分馏区又提供包含苯的顶部料流370和包含一种或多种A7+烃的底部料流376，所述顶部料流可如下文所述分离成料流372和374。可将底部料流376供入甲苯分馏区240中。甲苯分馏区240可提供包含一种或多种A8+芳族化合物的底部料流384。可如上所述将底部料流384供入任何合适的区，例如对-二甲苯分离区和异构化区中以得到一种或多种所需产物。可将包含甲苯的顶部料流380供入烷基转移区180中。
[0050]一般而言，如上所述，烷基转移区180可提供烷基转移区流出物308。烷基转移区流出物308可如下文所述与第二苯甲基化区流出物364结合以形成汽提器进料312。在可选实施方案中，可将烷基转移区流出物308供入第一苯甲基化区320和/或第二苯甲基化区360中。
[0051]可将汽提器进料312供入汽提区200中。汽提区200可提供顶部料流330和汽提器底部料流332。由于一种或多种C9+芳族化合物的脱烷基化，该顶部料流330可包含一种或多种C3+烃。汽提器底部料流332可与产物流356结合以形成进料368。
[0052]顶部料流330可与燃料气体料流306结合。一般而言，燃料气体料流306可具有与如上所述燃料气体料流112相同的组成。料流306和330可形成结合料流310，所述结合料流又可与来自与顶部料流370分离的料流372的苯结合。因此，海绵吸附区250可独立地包含至少一部分顶部料流330、燃料气体306和来自分馏区220的料流372。料流310和372又可结合形成海绵吸附区250的进料390，如上所述。作为选择，可将料流310和372供入海绵吸附区250中并混合。
`[0053]海绵吸附区250可如上所述提供底部料流352和顶部料流354，所述顶部料流可包含组成与燃料气体料流254基本相同的燃料气体。作为选择，可省去海绵吸附区250并可如上所述将进料390与第一苯甲基化区流出物324结合。
[0054]可将顶部料流370的另一部分374供入类似于上述苯甲基化区270操作的第一苯甲基化区320中。除接收部分374外，第一苯甲基化区320还可接收包含一种或多种C5烃的C5石脑油料流316。通常，可将一种或多种C5-C6烃与苯一起供入第一苯甲基化区320中。戊烷可由石脑油和/或脱戊烷器顶部料流得到。任选可将C5石脑油料流316分离成在多个进料点供入第一苯甲基化区320中的多个进料流318。第一苯甲基化区320中C5烃的C5多点注入可保持高苯和戊烷比。第一苯甲基化区320通常包含单个反应器。作为选择，可任选将料流358与料流316结合并作为进料供入第一苯甲基化区320中。
[0055]一般而言，第一苯甲基化区320可提供第一苯甲基化区流出物324，可将其与海绵吸附区底部料流352 (其可包含丙烷和苯)结合。料流352和324可形成结合进料336，使所述结合进料通过加热器340，所述加热器可以为任何合适的加热装置如炉。
[0056]在加热以后，可将进料344供入类似于如上所述苯甲基化区270操作的第二苯甲基化区360中。通常，第二苯甲基化区360可提供第二苯甲基化区流出物364，其可如上所述与烷基转移区流出物308结合。[0057]一般而言，第二苯甲基化区360在比第一苯甲基化区320高10_100°C，优选20-80°C的温度下操作。通常，第一苯甲基化区320在较不严苛的条件下使用较重烃如一种或多种C4+链烷烃操作。可将另外一种或多种C3烃供入第一苯甲基化区流出物324中并供入第二苯甲基化区360中。尽管不愿受理论束缚，可将一种或多种C4+链烷烃中的一部分转化成较轻的一种或多种C4—链烷烃。可将第一苯甲基化区流出物324供入其中C4—链烷烃可以为更具反应性的在较高严苛度下的第二苯甲基化区360中。任选，可将含有C3烃的第一苯甲基化区流出物324在第二苯甲基化区360中在升高的温度下用新鲜丙烷烷基化。
[0058]可操作第一苯甲基化区320以实现向一种或多种A7+烃的20_45重量％的苯转化率和60-100重量％的一种或多种C4+烃转化率。一般而言，可将一种或多种C4+链烧烃转化成一种或多种A7+烷基、C4—烃和C2—烃。通常，相对于一种或多种A7+芳族化合物的一种或多种C4+链烷烃选择性为至少20重量％，优选30重量％。通常，相对于一种或多种C3烃的一种或多种C4+烃选择性为25-50重量％。第二苯甲基化区360可以在升高的温度下，其中苯转化率为至少20重量％，优选至少30重量％单程转化率。通常，在这些条件下，30-40重量％的转化的C3烃在产物中为一种或多种A7+烷基的形式。一种或多种C4+烃相对于一种或多种A7+烷基的总选择性对于区320和360可以为30-50重量％。一般而言，组合使用如本文所述两个阶段，向一种或多种A7+烷基转化的一种或多种C4+烃转化率与仅使用第一苯甲基化区320可实现的性能相比更高。
[0059]作为实例，本文所述实施方案可通过使用燃料气体和一种或多种C4+链烷烃实现10-50重量％的来自芳族制备设备100的二甲苯收率提高。两个区320和360可具有相对于仅在第一苯甲基化区320中加工轻石脑油或萃余液而不随后在第二苯甲基化区360中转化丙烷的一种或多种A7+烷基 的C4+烃料流，例如更高级萃余液或轻石脑油选择性。因此，烷基化的总选择性用第一苯甲基化区320可提高25重量％，用第二苯甲基化区360可提高40重量％。
[0060]在可选实施方案中，海绵吸附区250可位于第一苯甲基化区320上游。可调整第一苯甲基化区320的条件使得一种或多种C3烃中的许多基本上未反应，其中C4+烃实质性转化。将第一苯甲基化区320的流出物供入可在较高严苛度，即较高温度和/或较低压力下操作的第二苯甲基化区360中以转化成一种或多种C4_烃。尽管不愿受理论束缚，在与苯的烷基化反应中可使烷基化剂的选择性最大化，并可使C1-C2烃的裂化最小化。
[0061]没有进一步描述，相信本领域技术人员可使用先前的描述，最完整程度地使用本发明。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的，且不以任何方式限制公开内容的其余部分。
[0062]在前文中，除非另有指出，所有温度以。C描述，所有份和百分数为重量计。
[0063]由先前描述中，本领域技术人员可容易地确定本发明的主要特征，且可不偏离其精神和范围地作出本发明的各种变化和改进以使它适于各种用途和条件。
【权利要求】
1.将苯烷基化的方法，其包括:A)得到来自烷基转移区的至少一部分料流；B)将该来自烷基转移区的至少一部分料流与燃料气体料流结合，所述燃料气体料流包含有效量的至少部分地来自氢气提纯方法尾气的一种或多种链烷烃用于烷基化；和C)将至少一部分结合料流供入苯甲基化区中。
2.根据权利要求1的方法，其进一步包括:海绵吸收区接收结合料流和包含苯的料流，和将流出物供入苯甲基化区中。
3.根据权利要求1或2的方法，其进一步包括:由分馏区得到包含苯的料流。
4.根据权利要求1或2的方法，其进一步包括:将来自烷基转移区的流出物供入汽提区中。
5.根据权利要求4的方法，其中该来自烷基转移区的至少一部分料流由汽提区得到。
6.根据权利要求1或2的方法，其中燃料气体料流包含至少8摩尔％—种或多种C3+烃。
7.根据权利要求3的方法，其将来自萃取区的包含一种或多种芳族化合物的产物流供入分馏区中。
8.根据权利要求7的方法，其中萃取区使用包括如下至少一种的溶剂:四氢噻吩1，1-二氧化物、η-甲酰基`吗啉、η-甲基吡咯烷酮、二甘醇、三甘醇、四甘醇、甲氧基三甘醇或其混合物。
9.根据权利要求3的方法，其中分馏区提供包含甲苯的料流。
10.根据权利要求1或2的方法，其中苯甲基化区在250-700°C的温度、100-21，OOOkPa的压力和0.1:1-5:1的氢气:烃摩尔比下操作。
【文档编号】C07C15/073GK103517888SQ201280021525
【公开日】2014年1月15日 申请日期:2012年5月3日 优先权日:2011年5月11日
【发明者】L·E·伦纳德, R·海兹曼 申请人:环球油品公司