生产异丙苯的方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种生产异丙苯的方法。
【背景技术】
[0002]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。
[0003]在上世纪九十年代，Dow、CDTech、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区进行烷基转移反应。
[0004]在现有公开的异丙苯技术中，苯和丙烯的烷基化都是采用单个、多段层式固定床反应器，丙烯分段进料模式和反应液外循环技术，其目的在于:1、降低反应器中的丙烯含量，以降低催化剂失活速率；2、通过降低催化剂床层的温度，减少杂质正丙苯的生成，以提高产品质量。实际上，避免催化剂的失活、降低杂质正丙苯含量是异丙苯技术领域最重要的研究方向。最近，文献US6835862B1公开了通过工艺优化，采用较高的反应液外循环量可以降低催化剂的失活速率。文献US7790939B2也公开了通过在烷基化反应器之前增加预反应器，以提高主反应器催化剂抗杂质的能力。然而，采用单个反应器和常规的多段外循环异丙苯工艺技术，很难解决催化剂发生即使比较轻微的失活，也会造成丙烯转化率的显著降低，以及当催化剂发生严重失活，就必须停车更换催化剂，导致生产效率低下的问题。此外，现有技术也很难较大幅度地通过调节反应温度来提升反应性能。因为降低反应温度，势必会降低催化剂的活性，从而使丙烯的转化率降低；但是提高温度会导致丙烯汽化造成催化剂失活。
【发明内容】
[0005]本发明所要解决的技术问题是现有技术存在丙烯转化率低，异丙苯产品中正丙苯含量高，以及因更换催化剂而导致装置生产效率低下的问题，提供一种新的生产异丙苯的方法。该方法具有丙烯转化率高，产品异丙苯中正丙苯含量低，装置操作稳定、效率高的特点。
[0006]为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下:一种生产异丙苯的方法，包括以下步骤:
a)提供至少包括第一反应区和第二反应区的装置；
b)打开阀门(6)、(7)、(28)、(29)、(30)、(31)和(32)，使第一股苯物流和第一股丙烯物流进入第一反应区，与催化剂接触，生成第一股异丙苯物流；第一股异丙苯物流分为两部分，一部分循环回第一反应区，另一部分进入第二反应区；进入第二反应区的物流与催化剂接触，生成含异丙苯的产物流；其中，阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(25)、(26)和(27)处于切断状态或仅允许较小物流通过；
c)第一反应区催化剂活性降低或失活后，打开阀门(10)、(11)、(23)、(24)、(25)、(26)和(27)，使第二股苯物流和第二股丙烯物流进入第二反应区，与催化剂接触，生成第二股异丙苯物流；第二股异丙苯物流分为两部分，一部分循环回第二反应区，另一部分进入第一反应区；进入第一反应区的物流与催化剂接触，生成含异丙苯的产物流；其中，阀门出)、(7)、
(28)、(29)、(30)、(31)和(32)处于切断状态或仅允许较小物流通过；
d)第二反应区催化剂活性降低或失活后，重复步骤b)和C)。
[0007]上述技术方案中，优选地，所述第一反应区和第二反应区都是至少一段的反应器，或者是由至少两个单段反应器串联而成的反应区，或者是至少一个单段反应器和至少一个至少两段的反应器串联而成的反应区。
[0008]上述技术方案中，优选地，步骤b)中，所述第一反应区的操作条件为:第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为I?10，第一股丙烯物流重量空速为0.2^10小时―1，循环比为2?50，反应温度为90?180°C，反应压力为1.0?4.0MPa0更优选地，第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为1.5?4，第一股丙烯物流重量空速为0.3?5小时―1，循环比为3?25，反应温度为95?170°C，反应压力为2.0?3.0MPa0最优选地，反应温度为100?160°C，第一股丙烯物流重量空速为0.Γ3.0小时'
[0009]上述技术方案中，优选地，步骤b)中，所述第二反应区的操作条件为:第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为O?10，第二股丙烯物流重量空速为(Γ2小时―1，循环比为(Γ10，反应温度为90?180°C，反应压力为1.0?4.0MPa0更优选地，第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为O?5，第二股丙烯物流重量空速为(Tl.5小时―1，循环比为(Γ5，反应温度为95?170°C，反应压力为2.0?3.0MPa0最优选地，反应温度为100?160°C，第二股丙烯物流重量空速为(Tl.0小时'
[0010]上述技术方案中，优选地，步骤b)中，第一反应区的循环比大于第二反应区的循环比。
[0011]上述技术方案中，优选地，步骤c)中，所述第一反应区的操作条件为:第一股苯物流与第一股苯丙烯物流的摩尔比为O?10，第一股丙烯物流重量空速为(Γ2小时―1，循环比为0?10，反应温度为90?180°C，反应压力为1.0?4.0MPa0更优选地，第一股苯物流与第一股丙烯物流的摩尔比为O?5，第一股丙烯物流重量空速为(Tl.5小时―1，循环比为(Γ5，反应温度为95?170°C，反应压力为2.0?3.0MPa0最优选地，反应温度为100?160°C，第一股丙烯物流重量空速为(Tl.0小时'
[0012]上述技术方案中，优选地，步骤c)中，第二反应区的操作条件为:第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为I?10，第二股丙烯物流重量空速为0.2^10小时―1，循环比为2?50，反应温度为90?180°C，反应压力为1.0?4.0MPa。更优选地，第二股苯物流与第二股丙烯物流的摩尔比为1.5?4，第二股丙烯物流重量空速为0.3?5小时―1，循环比为3?25，反应温度为95?170°C，反应压力为2.0?3.0MPa。最优选地，反应温度为100?160°C，第二股丙烯物流重量空速为0.Γ3.0小时'
[0013]上述技术方案中，优选地，步骤c)中，第二反应区的循环比大于第一反应区的循环比。
[0014]上述技术方案中，优选地，所述催化剂选自Beta沸石、丝光沸石或具有MWff层状结构的沸石。
[0015]上述技术方案中，优选地，丙烯分段进入反应区。
[0016]上述技术方案中，优选地，苯从反应区的顶部进入。
[0017]上述技术方案中，优选地，循环回反应区的物流从反应区的顶部进入。
[0018]本发明方法中，所述压力是指表压。所述循环比是指循环回反应区的物流与反应区流出物流的重量比。
[0019]本发明方法中使用的催化剂选自Beta沸石、丝光沸石或具有MWW层状结构的沸石。其中，所述具有MWW层状结构的沸石可以选自MCM-22、MCM-56、MCM-49，以及按照文献CN200410066636.2 和 CN200610029979.0 公开的具有 MWff 结构的沸石。
[0020]为降低产品中正丙苯含量，通常采用降低反应器操作温度和高的外循环比的手段，低温和高循环比势必会导致丙烯的转化率降低。为克服这一矛盾，本发明方法设置了主、次两个反应区，主反应区在较高的外循环比条件下运行，次反应区在较低的循环比或几乎没有外循环物料存在的条件下运行。丙烯在第一反应区几乎完全反应，第一反应区(主反应区)流出物流进入几乎没有循环物流的第二个反应区(次反应区)继续反应，这实质上延长了停留时间，使在第一反应器未反应的少量丙烯继续反应，从而保证了丙烯的高转化率。同时，反应开始时，第一反应区为主反应区，第二反应区为次反应区，当第一反应区的催化剂活性降低或失活后，通过阀门切换，此时第一反应区成了次反应区，而第二反应区成为主反应区，实现了装置的平稳生产。本发明通过采用至少两个反应器的组合，实现了通过较大幅度的调节温度，降低杂质正丙苯含量、提高丙烯转化率，实现了反应器的切换操作和工艺组合，提高装置操作稳定性。在现有技术中烷基化的反应温度通常在150°C左右，反应温度的上下调整范围在10°C以内，甚至小于5°C。温度的变化会严重影响丙烯的转化率和杂质正丙苯的含量。本发明中，通过采用主、