苯和丙烯生产异丙苯的方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种苯和丙烯生产异丙苯的方法。
【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)(US2382318),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,以及丙烯分段进料和反应液外循环技术,苯烯比通常大于2.0,实际上,绝大多数的运行装置中苯烯比都大于3.0。限制苯烯比进一步降低的技术障碍在于:进一步降低苯烯比到2.0,甚至更低,或由于过高的丙烯浓度造成催化剂快速失活,或由于过高的外循环量造成丙烯转化率的不足,或由于过高的反应温度造成产品中杂质正丙苯的过高。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。然而,采用单个反应器和较高反应液外循环比工艺技术,很难同时解决上述三个矛盾的问题。
【发明内容】
[0005]本发明所要解决的技术问题是现有技术存在苯烯比高、丙烯转化率低的问题,提供一种新的苯和丙烯生产异丙苯的方法。该方法具有苯烯比低,丙烯转化率高的特点。
[0006]为解决上述技术问题,本发明采用的技术方案如下:一种苯和丙烯生产异丙苯的方法,包括以下步骤:
a)苯和丙烯进入主反应区,与催化剂接触,生成第一股物流;
b)第一股物流分为两部分,一部分循环回主反应区,另一部分进入至少一个次反应区;
c)进入次反应区的物流与催化剂接触,生成第二股物流;d)第二股物流分为两部分,一部分循环回次反应区,另一部分进入后续程序得到产物异丙苯。
[0007]上述技术方案中,优选地,所述主反应区和至少一个次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,所述主反应区的操作条件为:苯与丙烯的摩尔比为
0.5?3.0,丙烯重量空速为0.f 10小时反应温度为90?180°C,反应压力为1.0?4.0MPa,循环比为广50。更优选地,所述主反应区的操作条件为:苯与丙烯的摩尔比为
1.0?3.0,丙烯重量空速为0.2^5.0小时反应温度为95?150°C,反应压力为2.0?
3.0MPa,循环比为2?25。
[0009]上述技术方案中,优选地,至少一个次反应区的操作条件为:反应温度为80?160°C,反应压力为1.0?4.0MPa,液相重量空速为1?100小时Λ循环比为0?15。更优选地,至少一个次反应区的操作条件为:反应温度为90?150°C,反应压力为2.0?3.0MPa,液相重量空速为1飞0小时循环比为(Γιο。
[0010]上述技术方案中,优选地,主反应区的循环比大于次反应区的循环比。
[0011]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。
[0012]上述技术方案中,优选地,丙烯分段进入主反应区。
[0013]上述技术方案中,优选地,苯从主反应区的顶部进入,循环回主反应区的物流从主反应区的顶部进入。
[0014]上述技术方案中,优选地,进入至少一个次反应区的物流从至少一个次反应区的顶部进入。
[0015]本发明方法中,所述压力是指表压。所述循环比是循环物流与反应器流出物流的重量比。
[0016]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。
[0017]本发明方法中,次反应区也可以加入苯物流和丙烯物流。
[0018]为了解决在低苯烯比条件下,丙烯转化率低、催化剂容易失活以及产品中杂质正丙苯含量高,这三个相互矛盾的问题,本发明方法设置了至少两个反应区,使第一反应区的流出物流进入至少第二个反应区继续反应,第一反应区在较高的循环比条件下运行,第二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,这实质上延长了总的停留时间。丙烯在第一反应区几乎完全反应,少量未反应的丙烯继续在第二反应区反应,从而保证了丙烯的高转化率。采用本发明方法,苯烯比可以降低到2.0以下,丙烯转化率可以大于99.99%,产品中正丙苯含量可以低于120毫克/千克异丙苯,取得了较好的技术效果。
【附图说明】
[0019]图1为本发明的工艺流程示意图,以含主次两个反应区为例,每个反应区为两床层。
[0020]图2为现有技术的工艺流程示意图。
[0021]图1和图2中,I为主反应区,2为次反应区,3为原料苯,4为丙烯,5为进入主反应区第一催化剂床层的丙烯,6为进入主反应区第二催化剂床层的丙烯,7为主反应区流出物流,8为循环回主反应区的物流,9为进入次反应区的物流,10为产品物流,11为循环回次反应区的物流。
[0022]下面通过实施例对本发明作进一步阐述。
[0023]
【具体实施方式】
[0024]【实施例1】
按图1的工艺流程,包含两个反应器,每个反应器包含两个催化剂床层,其中每个反应器的每个催化剂床层装载有20克含MCM-56沸石的成型催化剂。
[0025]主反应器的反应条件为:每段床层反应温度125°C,反应压力1.5MPa,进入每段催化剂床层的丙烯流量为20克/小时,苯流量为135克/小时,苯烯比为1.8,丙烯重量空速为1.0小时Λ循环流量为1050克/小时,循环比为6。
[0026]次反应器的反应条件为:每段床层反应温度115°C,反应压力2.5MPa,液相空速为
4.4小时―1,循环比为O。连续运行15天,反应结果:丙烯转化率99.99%,产物中正丙苯含量92mg/kg异丙苯。
[0027]【实施例2】
按图1的工艺流程,包含两个反应器,每个反应器包含两个催化剂床层,其中每个反应器的每个催化剂床层装载有10克催化剂,催化剂按照文献CN200410066636.2公开的方法制备。
[0028]主反应器的反应条件为:每段床层反应温度120°C,反应压力1.5MPa,进入每段催化剂床层的丙烯流量为15克/小时,苯流量为84克/小时,苯烯比为1.5,丙烯重量空速为
1.5小时循环流量为798克/小时,循环比为7.0。
[0029]次反应器的反应条件为:每段床层反应温度110°C,反应压力2.5MPa,每段催化剂床层丙烯流量为O克/小时,苯流量为O克/