專利名稱：異丙苯的生產(chǎn)方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種異丙苯的生產(chǎn)方法。具體說是以苯和丙烯為原料通過液相烷基化的方法生產(chǎn)異丙苯。
背景技術(shù)：
異丙苯是一種重要的有機(jī)化工原料，主要用于生產(chǎn)苯酚和丙酮，其它用途是用作油漆和搪瓷琺瑯的稀釋劑，還用作某些石油溶液的成分以及高辛烷值航空燃料油組份。另夕卜，還可用于制造聚合和氧化催化劑，并由它制取苯乙酮、a-甲基苯乙烯和過氧化物等產(chǎn)品，用途十分廣泛。異丙苯的傳統(tǒng)生產(chǎn)方法主要有固體磷酸固定床(SPA)和三氯化鋁均相鼓泡床法兩種，這兩種方法都存在·難以徹底解決的設(shè)備腐蝕和環(huán)境污染問題，因此自20世紀(jì)60年代以來，世界各大公司開始轉(zhuǎn)向開發(fā)無腐蝕、無污染的以沸石分子篩催化劑為基礎(chǔ)的異丙苯生產(chǎn)新技術(shù)。CN1037699公布了一種烷基苯的制造方法，該方法提出在生產(chǎn)異丙苯時，烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物先通過脫丙烷塔脫除丙烷后，再依次進(jìn)入苯塔、異丙苯塔和多異丙苯塔進(jìn)行分離，得到異丙苯產(chǎn)品。文獻(xiàn)W089/10910公布了一種生產(chǎn)異丙苯的工藝流程，即原料丙烯與新補(bǔ)充的原料苯在加入反應(yīng)器前先通過換熱器預(yù)熱后進(jìn)入烷基化反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)后的物料進(jìn)入閃蒸裝置，大部分循環(huán)苯被分離出來，進(jìn)入脫丙烷塔，而富含異丙苯的蒸氣進(jìn)入苯塔，在此分離出殘留的苯。然后用白土處理異丙苯除去烷基化反應(yīng)中副產(chǎn)的少量重質(zhì)物。從苯塔塔釜出來的高級芳烴，主要為二異丙苯(DIPB)，DIPB在烷基轉(zhuǎn)移工段再反應(yīng)生成異丙苯。以上兩個方法生產(chǎn)異丙苯時，CN1037699采用了設(shè)置脫丙烷塔脫除丙烷，而W089/10910則是先將反應(yīng)產(chǎn)物減壓閃蒸后，含丙烷和苯的氣相物料進(jìn)入脫丙烷塔脫除丙烷。這兩個方法盡管工藝流程有所不同，但是同樣都設(shè)置了脫丙烷塔，存在著分離塔數(shù)量多、能耗較大的缺點(diǎn)。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是以往技術(shù)在生產(chǎn)異丙苯時存在工藝流程不合理，僅含有少量丙烷的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物先通過一座脫丙烷塔進(jìn)行分離后，再經(jīng)過苯塔、異丙苯塔等才得到異丙苯產(chǎn)品，由此而造成能耗較高的問題，提供一種新的工藝方法。該方法具有能耗低、流程簡單等特點(diǎn)。為了解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種異丙苯的生產(chǎn)方法，包括以下步驟a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和丙烯的混合原料進(jìn)入至少含有二段催化劑床層的烷基化反應(yīng)器，經(jīng)過液相烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)液進(jìn)入苯塔；b)在烷基轉(zhuǎn)移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和回收的多異丙苯進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)行液相烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入苯塔；c)烷基化反應(yīng)液以及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液進(jìn)入苯塔中部，新鮮苯從苯塔中上部進(jìn)入，塔頂氣相物料進(jìn)入塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入回流罐，不凝氣從塔頂回流罐排放進(jìn)入d)步驟，側(cè)線抽出的苯作為原料進(jìn)入烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，苯塔塔釜液進(jìn)入e)步驟；d)從c)步驟來的含有苯的丙烷氣體進(jìn)入吸收塔底部，從f)步驟來的多異丙苯作為吸收液從塔頂部進(jìn)入，丙烷從塔頂排出，吸收了苯的多異丙苯從塔釜排出進(jìn)入b)步驟的燒基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器；e)從c)步驟來的塔釜液進(jìn)入異丙苯塔進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫疆惐疆a(chǎn)品，塔釜液進(jìn)入f)步驟；f)從e)步驟來的塔釜液進(jìn)入多異丙苯塔進(jìn)行分離，多異丙苯從塔頂或塔上部側(cè)線采出后作為吸收液進(jìn)入c)步驟的吸收塔，多異丙苯塔底采出重組份。上述技術(shù)方案中，原料丙烯的摩爾濃度為70) 100 % ;新鮮苯的質(zhì)量濃度為99. 0) 100% ;烷基化反應(yīng)液中含有丙烷、苯、異丙苯和多異丙苯組份，其中丙烷的的摩爾濃度為O. 001)20% ;烷基化反應(yīng)液不經(jīng)過其他分離設(shè)施而直接進(jìn)入苯塔分離，苯塔的理論塔板數(shù)為20-100，苯塔操作壓力為O. O 1. OMPa (g)，優(yōu)選范圍為O. 1)0. 6MPa(g)，塔頂操作溫度為7 200°C，優(yōu)選范圍為80) 150°C，塔釜操作溫度為150) 300°C，優(yōu)選范圍為200 2500C ;原料苯進(jìn)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轉(zhuǎn)移反應(yīng)的苯原料；經(jīng)過苯塔塔頂冷凝器冷凝后的溫度為80 150°C，優(yōu)選范圍為90 130°C ;苯塔塔頂?shù)玫降牟荒龤馕锪现斜榈哪枬舛葹?)90%，優(yōu)選范圍為10)70% ;苯塔側(cè)線采出的苯物流中苯的質(zhì)量濃度為70) 100%，優(yōu)選范圍為85) 100%，側(cè)線采出位置為從上往下數(shù)第2)30層塔盤，優(yōu)選范圍為5 15 ;含苯的丙烷尾氣采用吸收塔回收苯，吸收液為來自多異丙苯塔分離出的多異丙苯物料，吸收塔操作壓力為O. O 1.OMPa(g)，優(yōu)選范圍為O.1 O. 6MPa(g)，操作溫度為20 80°C，優(yōu)選范圍為30 60°C，理論塔板數(shù)為5 50，優(yōu)選范圍為10 30 ;異丙苯塔操作壓力為-O.1 1. OMPa(g)，優(yōu)選范圍為O. 0)0. 5MPa(g)，操作溫度為80 250°C，優(yōu)選范圍為100) 200°C，塔釜溫度為150)300°C，優(yōu)選范圍為180 250°C，理論塔板數(shù)為10) 100，優(yōu)選范圍為20 60 ;多異丙苯塔操作壓力為-O.1 O. 5MP(g)，優(yōu)選范圍為-O. 1)0.1MPa(g)，操作溫度為80。。 250°C,優(yōu)選范圍為100°C 200°C，塔釜操作溫度為150)300°C，優(yōu)選范圍為180 250°C，理論塔板數(shù)為10)100，優(yōu)選范圍為20 60。本發(fā)明中，含有丙烷的烷基化液不采用傳統(tǒng)工藝使用的脫丙烷塔脫除丙烷，而是直接進(jìn)入苯塔，苯塔頂設(shè)置分凝器，控制凝液溫度在較高的水平，使丙烷以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐排出，該股不凝氣中不可避免的攜帶了較多的苯，因此，為了回收該股物料中的苯，本發(fā)明采用吸收工藝，用來自多異丙苯塔的多異丙苯作為吸收劑從吸收塔頂部進(jìn)入，在吸收塔中，從苯塔來的丙烷氣中的苯被吸收，而大部分的丙烷則以氣相形式從吸收塔塔頂回流罐排出，實(shí)現(xiàn)了丙烷的分離，從吸收塔塔釜排出的吸收液則可作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料送到烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。采用本發(fā)明的丙烷脫除工藝，省略了傳統(tǒng)異丙苯裝置中的脫丙烷塔系統(tǒng)，其中包括脫丙烷塔、塔頂冷凝器、塔釜再沸器、回流罐及回流泵等一系列設(shè)備以及相應(yīng)的控制措施；盡管新增了一座吸收塔，但該塔無需再沸熱源便可將丙烷氣中的苯吸收下來，實(shí)現(xiàn)丙烷和苯的分離，吸收劑就是本裝置內(nèi)的多異丙苯物料，吸收了苯的多異丙苯無需進(jìn)行分離就可直接作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料。因此，采用本發(fā)明工藝，省略了脫丙烷塔所需的再沸蒸汽，能耗得以下降，適用于不同濃度丙烯原料的異丙苯生產(chǎn)工藝，取得了較好的技術(shù)效果。


圖1為傳統(tǒng)的異丙苯生產(chǎn)工藝流程不意圖。圖2為本發(fā)明的優(yōu)化的異丙苯生產(chǎn)工藝流程示意圖。下面介紹本發(fā)明的實(shí)施方案以便更好地理解本發(fā)明。這些實(shí)施方案以陳述的方式給出，并無限制保護(hù)范圍之意，而且使用上述如圖2的異丙苯生產(chǎn)工藝流程來實(shí)現(xiàn)。圖1中I為烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元，II為脫丙烷塔，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔。I為丙烯原 料，2為新鮮苯原料，3為循環(huán)苯，4為多異丙苯，5為烷基化反應(yīng)液，6為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液，7為丙烷，8為苯塔頂排出的污苯，9為異丙苯產(chǎn)品，10為重組份。圖1所示的傳統(tǒng)的異丙苯生產(chǎn)工藝流程中，丙烯原料I和循環(huán)苯原料3進(jìn)入烷基化反應(yīng)單元I，新鮮苯原料2進(jìn)入苯塔III脫水后從側(cè)線抽出干苯原料3送入反應(yīng)單元I。反應(yīng)生成的烷基化反應(yīng)液5進(jìn)入脫丙烷塔II從塔頂脫除丙烷氣體7，脫丙烷塔塔釜液與反應(yīng)生成的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液6 —起進(jìn)入苯塔III進(jìn)行分離，污苯8從塔頂排出，干苯3從苯塔側(cè)線抽出進(jìn)入烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元I，苯塔塔釜液進(jìn)入異丙苯塔IV進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫疆惐疆a(chǎn)品9，塔釜液進(jìn)入多異丙苯塔V進(jìn)行分離，從多異丙苯塔分離出的多異丙苯4進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移單元與干苯進(jìn)行烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，塔釜排出重組份10。圖2中I為烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元，II為脫丙烷塔，III苯塔，IV為異丙苯塔，V為多異丙苯塔，VI為苯塔冷凝器，VII為苯塔回流罐，VIII為吸收塔。I為丙烯原料，2為新鮮苯原料，3為干苯，4為多異丙苯，5為烷基化反應(yīng)液，6為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液，7為丙烷，9為異丙苯產(chǎn)品，10為重組份,11為吸收苯后的多異丙苯。圖2是本發(fā)明的異丙苯生產(chǎn)工藝流程中，丙烯原料I和循環(huán)苯原料3進(jìn)入烷基化反應(yīng)單元I，新鮮苯原料2進(jìn)入苯塔III脫水后從側(cè)線采出苯原料3送入反應(yīng)單元I。與傳統(tǒng)的流程相比，反應(yīng)生成的烷基化反應(yīng)液5和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液6直接進(jìn)入苯塔III進(jìn)行分離，苯塔塔頂氣體進(jìn)入塔頂冷凝器VI冷凝，通過控制凝液溫度，將含有丙烷和苯的物料以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐排出，送至吸收塔VIII回收丙烷氣中的苯。在吸收塔VIII中，由多異丙苯塔V側(cè)線抽出的多異丙苯4作為吸收劑回收苯，脫除了苯后的丙烷以不凝氣形式從吸收塔塔頂排出，而吸收了苯以后的多異丙苯11與吸收前的多異丙苯4換熱后進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元I。從苯塔側(cè)線抽出的循環(huán)苯3進(jìn)入烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)單元I，苯塔塔釜液進(jìn)入異丙苯塔IV進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫疆惐疆a(chǎn)品9，塔釜液進(jìn)入多異丙苯塔V進(jìn)行分離，從多異丙苯塔分離出的多異丙苯4部分或全部作為吸收塔VIII的吸收劑，多異丙苯塔塔釜排出反應(yīng)生成的少量重組份10。下面通過實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于以下實(shí)施例。
具體實(shí)施例方式實(shí)施例1
以摩爾濃度為95%的丙烯和質(zhì)量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑采用Beta沸石作為催化劑。采用圖2工藝技術(shù)生產(chǎn)異丙苯。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯塔采用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 25MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為100°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進(jìn)入吸收塔，該股氣相物料中丙烷摩爾濃度為37. 7%，苯摩爾濃度為49. 9%，其他非芳12. 4m0l%。該股物料進(jìn)入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收后從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為95mol%。異丙苯塔采用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa(g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔采用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。采用該技術(shù)方案后，從異丙苯塔塔頂?shù)玫?5噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產(chǎn)品。苯塔塔釜熱負(fù)荷為5. 5MW，需消耗4. OMPa (g)蒸汽11. 3噸/小時。由于吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另外，本實(shí)施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負(fù)荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項(xiàng)數(shù)據(jù)。實(shí)施例2異丙苯的生產(chǎn)工藝同實(shí)施例1，以摩爾濃度為99. 5m0l%的丙烯和質(zhì)量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑采用MCM-56分子篩作為催化劑。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為O. 25%。苯塔采用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 25MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為110°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進(jìn)入吸收塔，該股氣相物料中丙烷含量為14. 4mol %，苯含量為64. 9mol %，其他非芳20. 78mol %。該股物料進(jìn)入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收后從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為92mol%。異丙苯塔采用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa (g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔采用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。采用該技術(shù)方案后，從異丙苯塔塔頂?shù)玫?0噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產(chǎn)品。苯塔塔釜熱負(fù)荷為10.9MW，需消耗4.0MPa(g)蒸汽22.3噸/小時。由于吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另夕卜，本實(shí)施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負(fù)荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項(xiàng)數(shù)據(jù)。實(shí)施例3異丙苯的生產(chǎn)工藝同實(shí)施例1，以摩爾濃度為80mOl%的丙烯和質(zhì)量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑采用MCM-56分子篩作為催化劑。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為10.7%。苯塔采用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 22MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為81°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進(jìn)入吸收塔，該股氣相物料中丙烷含量為64. 3mol %，苯含量為29. 2mol %，其他非芳6. 5mol %。該股物料進(jìn)入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的13t/h的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為O. 15MPa(g)，吸收后從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為99m0l%。異丙苯塔采用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 02MPa(g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔采用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。采用該技術(shù)方案后，從異丙苯塔塔頂?shù)玫?2. 5噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產(chǎn)品。苯塔塔釜熱負(fù)荷為13. 8MW，需消耗4. OMPa(g)蒸汽28. 3噸/小時。由于吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另外，本實(shí)施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負(fù)荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項(xiàng)數(shù)據(jù)比較例I采用實(shí)施例1相同的原料和催化劑，采用如圖1所示的傳統(tǒng)工藝生產(chǎn)異丙苯。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為2. 5%，該物料進(jìn)入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設(shè)置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1. 52MPa(g)。苯塔設(shè)置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯塔和多異丙苯塔的操作條件與實(shí)施例1相同。異丙苯塔塔頂?shù)玫?5噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產(chǎn)品。脫丙烷塔塔釜熱負(fù)荷為
2.2MW，苯塔塔釜熱負(fù)荷為5. 1麗，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽15. O噸/小時。比實(shí)施例1增加了 3. 7噸/小時的蒸汽消耗量。比較例2采用實(shí)施例2相同的原料和催化劑，采用如圖1所示的傳統(tǒng)工藝生產(chǎn)異丙苯。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為O. 25%，該物料進(jìn)入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設(shè)置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1. 52MPa(g)。苯塔設(shè)置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯塔和多異丙苯塔的操作條件與實(shí)施例2相同。異丙苯塔塔頂?shù)玫?0噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產(chǎn)品。脫丙烷塔塔釜熱負(fù)荷為
4.5麗，苯塔塔釜熱負(fù)荷為10. 2麗，共需消耗4. OMPa(g)蒸汽30.1噸/小時。比實(shí)施例2增加了 7. 8噸/小時的蒸汽消耗量。比較例3采用實(shí)施例3相同的原料和催化劑，采用如圖1所示的傳統(tǒng)工藝生產(chǎn)異丙苯。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為10. 7%，該物料進(jìn)入脫丙烷塔脫除丙烷，脫丙烷塔設(shè)置了 30層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為1.52MPa(g)。苯塔設(shè)置了 60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為O. 05MPa(g)。異丙苯 塔和多異丙苯塔的操作條件與實(shí)施例3相同。異丙苯塔塔頂?shù)玫?0噸/小時純度為99. 97wt%的異丙苯產(chǎn)品。脫丙烷塔塔釜熱負(fù)荷為
5.5麗，苯塔塔釜熱負(fù)荷為12. 7麗，共需消耗4. OMPa (g)蒸汽37. 3噸/小時。比實(shí)施例2增加了 9.0噸/小時的蒸汽消耗量。
權(quán)利要求
1.一種異丙苯的生產(chǎn)方法，包括以下步驟a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和丙烯的混合原料進(jìn)入至少含有二段催化劑床層的烷基化反應(yīng)器，經(jīng)過液相烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)液進(jìn)入苯塔；b)在烷基轉(zhuǎn)移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和回收的多異丙苯進(jìn)入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)行液相烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進(jìn)入苯塔；c)烷基化反應(yīng)液以及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液進(jìn)入苯塔中部，新鮮苯從苯塔中上部進(jìn)入，塔頂氣相物料進(jìn)入塔頂冷凝器冷凝后進(jìn)入回流罐，不凝氣從塔頂回流罐排放進(jìn)入d)步驟，側(cè)線抽出的苯作為原料進(jìn)入烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，苯塔塔釜液進(jìn)入e)步驟；d)從c)步驟來的含有苯的丙烷氣體進(jìn)入吸收塔底部，從f)步驟來的多異丙苯作為吸收液從塔頂部進(jìn)入，丙烷從塔頂排出，吸收了苯的多異丙苯從塔釜排出進(jìn)入b)步驟的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器；e)從c)步驟來的塔釜液進(jìn)入異丙苯塔進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫疆惐疆a(chǎn)品，塔釜液進(jìn)入f) 步驟；f)從e)步驟來的塔釜液進(jìn)入多異丙苯塔進(jìn)行分離，多異丙苯從塔頂或塔上部側(cè)線采出后作為吸收液進(jìn)入c)步驟的吸收塔，多異丙苯塔底采出重組份。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于原料丙烯的摩爾濃度為 70) 100 %，原料苯的質(zhì)量濃度為99. 0) 100 %。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于烷基化反應(yīng)液中含有丙烷、 苯、異丙苯和多異丙苯組份，其中丙烷的的摩爾濃度為0. 001) 20%。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于烷基化反應(yīng)液不經(jīng)過其他分離設(shè)施而直接進(jìn)入苯塔分離，苯塔的理論塔板數(shù)為20-100，塔頂操作壓力為0.0 1. OMPa (g)，塔頂操作溫度為70 200°C，塔釜操作溫度為150) 300°C。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的烷基苯的生產(chǎn)方法，其特征在于原料苯進(jìn)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轉(zhuǎn)移反應(yīng)的苯原料。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的烷基苯的生產(chǎn)工藝，其特征在于經(jīng)過苯塔塔頂冷凝器冷凝后的溫度為80 150°C ;苯塔塔頂?shù)玫降牟荒龤馕锪现斜榈哪枬舛葹?)90%。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于苯塔側(cè)線采出的苯物流中苯的質(zhì)量濃度為70) 100%，側(cè)線采出位置為從上往下數(shù)第2)30層塔盤。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于含苯的丙烷不凝氣采用吸收塔回收苯，吸收液為來自多異丙苯塔分離出的多異丙苯物料，吸收塔操作壓力為0.0 1.OMPa (g)，塔頂溫度為20 80°C，理論塔板數(shù)為5 50。
9.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于異丙苯塔操作壓力為-O.1 1.OMPa (g)，塔頂操作溫度為80 250°C，塔釜溫度為150) 300°C，理論塔板數(shù)為10) 100。
10.根據(jù)權(quán)利要求1所述的異丙苯的生產(chǎn)方法，其特征在于多異丙苯塔操作壓力為-0.1 0. 5MPa(g)，塔頂操作溫度為80°C 250°C，塔釜操作溫度為150) 300°C，理論塔板數(shù)為10) 100。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種異丙苯的生產(chǎn)方法，主要解決以往技術(shù)中存在的異丙苯生產(chǎn)能耗較高的問題。本發(fā)明通過采用包括如下步驟(1)苯和丙烯在烷基化反應(yīng)器中反應(yīng)后進(jìn)入苯塔；(2)苯和多異丙苯在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中反應(yīng)后進(jìn)入苯塔；(3)苯塔塔頂含丙烷不凝氣的氣相物流進(jìn)入吸收塔，塔釜物流進(jìn)入異丙苯塔；(4)在吸收塔中不凝氣與來自多異丙苯塔的多異丙苯逆流接觸，塔釜得到的吸收液作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料，含丙烷的不凝氣從塔頂排出；(5)異丙苯塔塔頂分離出異丙苯，塔釜物料進(jìn)入多異丙苯塔；(6)從多異丙苯塔分離出的多異丙苯進(jìn)入吸收塔的技術(shù)方案，較好地解決了該問題，可應(yīng)用于苯和丙烯液相烷基化生產(chǎn)異丙苯的工業(yè)生產(chǎn)中。
文檔編號C07C6/12GK103030517SQ20111030024
公開日2013年4月10日 申請日期2011年9月29日 優(yōu)先權(quán)日2011年9月29日
發(fā)明者李木金, 楊衛(wèi)勝, 李向勇 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院