异丙苯生产工艺样本.docx
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异丙苯生产工艺样本
异丙苯生产工艺
创造人:
DennisJ.Ward,SouthBarrington,Ⅲ.
委托人:
UOPInc.,DesPlaines,Ⅲ.
申请时间:
Apr.19,1976.
Appl.No.:
678,005
摘要
一种能减少苯与丙烯催化烷基化生产异丙苯能耗工艺。
丙烯和苯在烷基化反映器内反映,反映流出物提成两某些,第一某些再循环至反映器入口,第二某些输送到一种分离异丙苯产物,二异丙苯,三异丙苯和过剩苯分离器中。
一某些过剩苯回收到烷基化反映器中,另一某些与二异丙苯,三异丙苯混合后输送到烷基转移反映器中,将其流出物引入到一种独立反映器中。
由于减少了分离某些过剩苯所需能量和回收了某些过剩苯至烷基化反映器,因此这种工艺与之前工艺流程相比,能量消耗大大减少了。
附图:
11
3
Butylbenzene1210BenzeneDrag
Transalkylation
Propane913CumeneReactionZone
Propylane1561116
2
715
4Alkylationg14SeparationZone
ReactiongZonePropylaneOligomes
8
Benzene
异丙基苯生产
交叉引用有关专利申请
这篇专利申请在一定限度上是一篇正处在审理中,编Ser.No.557010(在1975年3月10号提出,现已放弃)专利申请延续。
该项创造背景
该项创造提出了一种在烷基化催化剂存在下由苯和丙烯生产异丙基苯改进工艺,也涉及在转移烃化催化剂存在下运用二异丙苯,三异丙苯和苯通过烷基转移生产异丙苯工艺。
本创造广泛合用于烷基化芳烃生产,这些化合物是有用在自己和更频繁地在后续其她化合物化学合成。
本创造特别合用于生产异丙苯(异丙基苯),异丙苯是制备苯酚,丙酮、甲基苯乙烯、苯乙酮重要反映物。
该项工艺创造另一种用途是制备对异丙基甲苯,它能氧化生成对甲苯酚。
该工艺进一步应用是在一类被取代芳香族化合物烷基化反映中,例如:
苯酚,在它与异丁烯烷基化反映生成邻叔丁基苯酚和对叔丁基酚(两者在合成树脂领域均有重大用途)时,就能应用到该工艺。
综上所述,本创造在制备异丙苯工艺中有着特别应用。
在普通商业生产异丙苯过程中,将液态苯和液态丙烯投入反映器中,使之与烷基化催化剂接触下,在一种或各种反映器中发生相似烷基化反映是一种惯例。
为了减少苯二烃基化合物产生,普通咱们将反映器中苯与丙烯摩尔比由4:
1提高至16:
1,最佳是8:
1。
在之前工业化生产中运用两个相抵触反映生产异丙苯产生了某些问题,其中之一就是产生了上文所说二烃基化合物,例如:
二异丙苯、三异丙苯,而不是所需单烷基化产物。
这种竞争反映通过采用如上所述大摩尔量过剩苯来控制。
其她竞争反映导致了异丙苯产量损失,由于一某些反映物丙烯形成丙烯低聚物,如在一定限度上会浮现丙烯二聚物和三聚物,虽然有大量过剩苯存在。
将丙烯三聚物和某些丙烯四聚物与异丙苯一起加热,由于这些烯烃存在,这种产生低聚物反映(异丙苯氧化制备苯酚反映)必要控制到最小,这样才干获得高纯度产品。
烷基化芳香族化合物烷基化反映在自然条件下是放热,反映器温度会迅速增高。
放热反映导致温度增高,同样也会导致副反映产生,从而增长异丙苯残留产物。
在过去已经习惯通过在各种单独区域和使用骤冷剂之间几种持续烷基化区催化反映来控制温度上升。
这种骤冷剂是为了在反映混合物进入每个持续区域时控制温度,因而在每一种区域内温度都会上升。
反映器从进口到出口温度增长也通过控制苯摩尔量过量来控制,苯充当散热器吸取烷基化反映所释放热量。
因而,向反映器增长苯摩尔过剩量,与相应稀释丙烯反映物,不但提供了更多芳香族化合物发生烷基化和减少低聚物产生和烷基化副产品,也减少了在一种或各种烷基化反映器中因过度温升导致不良副产物形成。
为了获得装有所需高摩尔量过剩苯反映器,普通将反映器流出物分离,来获得适合回收富苯流。
由于反映器流出物重要成分是苯和异丙苯,分离苯和异丙苯是很有必要,后者是高沸点组分。
因而,要获得相对纯化苯,且适合回收至反映器,苯需要蒸发分馏,从而需要消耗大量热量来蒸发苯,并且在苯分馏器中提供足够回流,热量需求实质上与反映器中苯和丙烯比例成正比。
当前,相对较高燃料成本工艺会导致高能量消费,因此,如果能量消耗减少话,此前缺少吸引力解决方案变得越来越抱负。
该项创造概要
本创造目的是为在烷基化催化剂存在下通过苯与丙烯烷基化生产异丙苯提供一种改进工艺。
这项创造一种特定目的是减少苯与丙烯烷基化生产异丙苯工艺能耗。
更详细目的是为该工艺提供一种固体磷酸催化剂,这一过新工艺与先前技术流程相比。
本创造提出生产异丙苯新工艺详细体当前:
a)丙烯与过量苯在烷基化催化剂存在下在烷基化反映器中发生烷基化反映;
b)将反映器总液体流出物分离出至少两某些构成;
c)将一某些分离物循环回反映器;
d)将一某些以上流出物和烷基化反映器流出物按如下规定引入一种分离器中;
e)在分离器中将混合物分离出富苯流、异丙苯流、富二异丙苯和富三异丙流;
f)在烷基转移催化剂存在下,在烷基转移反映器中。
使富二异丙苯和富三异丙流与苯发生烷基转移反映生成额外异丙苯;
g)将烷基转移反映器流出物输送到分离器中;
h)将一某些富苯流输送到烷基化反映器中;
i)从分离器中收集异丙苯流。
在本创造解决方案中,丙烯和过量苯使用烷基化催化剂在烷基化反映器中反映,一某些生成物不经分离,直接循环至反映器。
另一某些生成物,即净流出物,输送到一种分离器中,过量苯、异丙基苯、二异丙苯和三异丙苯,和其她组分在其中分离。
正如在上文提到,从净流出物中减少过剩苯分离,以减少能量消耗是可取,同步需要保持足够量过剩苯进入反映区,以防止过度形成丙烯低聚物。
这将通过再循环一某些未经分离反映器生成物来完毕。
工艺流程重要影响在上文所描述方式涉及:
1)通过减少从净流出物中分离过剩苯与异丙苯量来减少能量消耗;
2)比之前技术形成相对更多二或三烷基化苯产品。
在该工艺分离器中,将二异丙苯和三异丙苯集中,然后与过剩苯混合后送入烷基转移反映器在使用烷基转移催化剂状况下发生反映。
烷基转移反映器产生富异丙苯流将返回到分离器。
流程图描述
这项创造可以更清晰地参照附图进行描述和演示。
然而在这样一种示意图描述中必然会存在某些局限性,从而无意限制了大某些创造。
正如在上文提到,该工艺第一步涉及将苯与丙烯在烷基化反映器内发生烷基化反映。
在附图中,第一步发生在烷基化反映器1内。
然而,苯和丙烯混合物必要送入这个反映器内。
在图中,富丙烯进料流通过管道2进入反映器1中,从循环系统而来苯通过管道3,与管道2并列进入烷基化反映器1中,烷基化反映器生成物再循环流涉及重要是苯,尚有异丙苯通过管道4和2供应到反映器进口。
最后提到物流提供了额外苯,目是提高烷基化反映器中苯/丙烯比。
丙烯反映物,循环苯和循环反映器流出物混合后通过管道2引入反映器1。
烷基化反映器流出物通过管道5流出,一某些通过管道4提供在上文描述再循环流,剩余某些是通过管道5进入分离器6。
同样还引入分离器6是在下文所述烷基转移反映器流出物,这股物料通过过管道7进入分离器。
在该工艺中苯进料流也是通过管道8引入分离器6中。
富丙烯进料流通过管道2提供应烷基化反映器,是能是不同流程流出物来准备,如流化床催化裂解或热解,普通涉及不反映链烷烃,重要是丙烷,尚有少量乙烷、丁烷。
烯烃除了丙烯会导致副产品产生在烷基化反映生产异丙苯过程中,因而富丙烯进料流普通具有至少99%丙烯。
经管道8进入反映器苯进料流也是一股包括至少99.5%苯高纯度物流,经常可以从一种芳烃抽提工艺流出物得到。
其她芳烃是有害,她们存在会导致副产品产生,并且不反映芳烃也是一种问题,由于在分离器6中是不能分离苯和未反映芳烃。
因而,在该工艺中,流入分离器6物流涉及重要是苯、异丙苯、丙烷、二异丙苯和三异丙苯,较少量石蜡(乙烷和丁烷),芳烃(甲苯和二甲苯),丁苯和丙烯低聚物。
在分离器6中,通过适当闪蒸、分馏、吸取、和提纯,就能从进口构成中分离出几股不同物流。
富丙烷流涉及其她轻组分芳烃通过管道9回收;富苯流涉及未反映芳烃组分通过管道10回收;另一股富苯流通过管道3回收,一某些是通过管道3循环回烷基化反映器1,另一某些是通过管道1供应烷基转移反映器;富丁苯流通过管道12回收;异丙苯流通过管道13回收;丙烯低聚物产品通过管道14回收;二异丙苯和三异丙苯流是通过管道15回收。
通过管道15回收二异丙苯和三异丙苯流与通过管道11回收苯混合后送入烷基转移反映器16,其中包括了优选固体磷酸催化剂。
从烷基转移反映器中得到富异丙苯流通过管道7进入分离器6。
该创造详细过程
丙烯和苯是这项生产异丙苯工艺反映物。
普通从流体催化裂化装置、热解装置、热裂化装置或其她炼油单元生成物中得到丙烯与丙烷混合物。
因此其她轻质烷烃化合物,如乙烷、丁烷也许会有少量存在于富丙烯进料流中,除了丙烯以外烯烃化合物会产生烷基化芳烃而不是异丙苯,由于掺杂了其她原料。
一种典型丙烯原料流摩尔百百分例如下:
0.10%乙烷、24.80%丙烷、74.95%丙烯、0.11%异丁烷、0.01%正丁烷和0.03%丁烯。
该工艺需要超过99.5%高纯度苯,以防止副反映,消除分离额外苯消耗和避免在该工艺中加热非芳香族组分。
一种典型苯原料流是由芳烃抽提装置提供,且具有如下摩尔百分数组分:
99.90%苯、0.05%甲苯、0.05%非芳香族化合物。
在附图中,该工艺苯原料流引入分离器,固然这股物料也可引入烷基化反映器或烷基转移反映器。
在该工艺中烷基化反映器进口物料由三股混合在一起物料构成;新鲜富丙烯流,一某些如下文所描述烷基化反映器流出物循环流,和一股供应该工艺作为新鲜进料富苯流,更好是,运用如下文所描述回收富苯流。
烷基化反映器操作条件涉及入口温度约为150-260°C,首选温度约195-215°C;约20到60大气压力;每体积/小时净流出物使用大概0.2到2.0体积催化剂;每一摩尔丙烯进入烷基化反映器需要大概2到6摩尔从回收富苯流中得到苯,在进料中苯与丙烯首选摩尔比率大概是3;每一摩尔丙烯进入烷基化反映器需要1到100摩尔循环物流中苯,在进料中循环苯与丙烯首选摩尔比率是3到20。
本工艺可由一种或各种反映器串联或并联构成,流动方向可以是向下、向上、径向、或其她方向。
在本创造构思中,反映器配备设计没有任何限制。
本创造可使用任何常规或易得烷基化催化剂。
这种催化剂普通描述为酸性催化剂,也可以是同构或异构催化剂品种。
因而,催化剂可以是一种负载型或非负载型酰基化反映金属卤化物,例如无水氯化铝、氯化铁、氯化锡、氟化硼、氯化锌等。
某些无机酸,特别是硫酸、氢氟酸、磷酸,催化烷基化反映能力很强,这些催化剂如包括少于10wt%水硫酸,至少具有83%浓度氢氟酸,或液态无水氟化氢都非常实用。
酸性无机氧化物涉及某些晶体铝硅酸盐或沸石,特别是酸性提取丝光沸石和Y型沸石,在这项工艺里都是非常有用催化剂。
本创造特别注意是一种使用固体磷酸催化剂烷基化反映。
因而用于本创造思路固体磷酸催化剂可由含磷物与酸混合制备,如正磷酸,焦磷酸或四磷酸和磨碎,普通硅质固体载体(如硅藻土,硅土,活化粘土等)形成黏稠物。
然后将黏稠物在约低于500°C下煅烧,产生一种团状固体,然后磨碎至网眼大小颗粒。
如果进行煅烧温度高于400°C,也许要在200°C到350°C之间再水化催化剂颗粒。
,普通是260°C,这样才干产生催化烷基化活性酸成分。
催化剂制备过程也许不同,由于将黏稠物煅烧后可使用挤压,造粒办法使之变为颗粒状,如果有必要,再水化。
重要某些是磷酸,小某些是硅质载体,且至少具有和焦磷酸同样多水分固体磷酸催化剂在本工艺中是最佳选取。
本创造首选是具有约50-75%重量磷酸烷基化催化剂。
对于固体磷酸催化剂进一步描述可在US.Pat.No.1933513中查到。
烷基化反映器流出物提成两股流出,第一股为循环流,第二股为净流出物。
本创造一种重要思路是将一某些烷基化反映器流出物循环至反映器入口,与富丙烯流,循环富苯流混合形成如上文所说烷基化反映器进料流。
烷基化反映器流出物构成重要是苯、相对较少丙烷、异丙苯、二异丙苯和三异丙苯,和更少量丁苯、丙烯、低聚物、未反映芳香族化合物等等。
丙烯在烷基化反映器中本质上是100%反映,同步流出物中苯占50%摩尔比例,最佳是60%到80%。
因而,循环一某些流出物至反映器入口能提高反映器内苯/丙烯比。
烷基化反映器内苯/丙烯比提高能带来诸多好处,涉及:
1)稀释丙烯与苯分子分子有助于形成异丙苯(异丙基苯)和限制丙烯低聚物形成;
2)苯/丙烯比不不大于一意味着存在过剩苯,它可以充当一种冷却剂吸取烷基化反映产生热量,并限制因反映器内温度升高而导致丙烯低聚物形成,固体碳氢化合物沉积在催化剂内。
在先前工艺中,从烷基化反映器入口到出口温度升高约20-40°C,是典型没有采用散热,在本工艺中,恰当增长循环流流量,就能获得相近或者更低温升。
循环流能通过冷却设备间接冷却至温度约为150-260°C,如水冷换热器、空气冷却换热器,或另一种烃流作为冷却剂换热器。
即,基本上与反映器入口进料流温度相称,或者循环流不经冷却与丙烯进料流,循环苯流混合,混合形成烷基化反映器进料流能达到一种恰当温度约为150-260°C,最佳是约为195-215°C。
此外,第三某些反映器流出物可以通过如上所述类似冷却方式间接冷却至大概35-150°C。
然后在适当时候输入反映器充当冷却剂,防止温度过度升高。
当使用烷基化催化剂是负载型催化剂,例如固体磷酸,可以将催化剂床划分为若干持续独立床,然后将一某些冷却剂在各个催化床之间传递来拟定适当冷却点。
更好操作办法是,将一某些烷基化反映器流出物冷却到约35-95°C,然后引入到反映混合物作为至少两个持续催化床冷却介质,且要引入足够数量使反映混合物在进入最后一种催化床之前减少4°C。
随着烷基化反映器流出物再循环至烷基化反映器入口增长,烷基化反映器中异丙苯浓度也会增长,从而提供更多潜在也许多烷基化苯产品,导致二异丙苯和三异丙苯产量与先前工艺相比增长了。
而二异丙苯和三异丙苯在先前工艺中普通是不到5%摩尔百分数与异丙苯产品相比,该工艺能达到5%到20%摩尔百分数或更多。
丙烷、丁烷、苯、异丙苯在烷基化反映器流出物中占90%到95%摩尔比例,而甲苯、丁苯、二异丙苯和三异丙苯、微量丙烯低聚物和其她组分只占5%到10%摩尔百分数。
净烷基化流出物单独或与烷基转移反映区器流出物混合后送入分离器,其中通过度馏、吸取、提纯,和闪蒸,所需组分在较少能耗分离条件下分离。
从分离器提取到产品流涉及富丙烷流、异丙苯流、富丁苯流、丙烯低聚物流和残留苯流,最后指出残留苯流是为了移除许多沸点在丙烷和异丙苯之间未烷基化组分。
本创造概念并不受限于特定组合分离环节,然而过剩苯和异丙苯分离当前最经济办法是分馏,苯和轻组分为塔顶馏分,异丙苯和重组分为塔底馏分。
过剩苯分离在先前工艺中有相对较大资本和能耗需求,由于与本工艺相比,之前工艺需要将更多过剩苯与异丙苯分离开来。
苯/异丙苯摩尔比率在先前工艺流程反映器净流出物中大概是6.5,然而这一比率在本工艺烷基化反映器中是恒定,大概2到5。
从烷基化反映器流出物中分离出过剩苯可以作为产品流回收,但最佳是第一某些作为富苯流循环至烷基化反映器入口,第二个某些是输送到烷基转移反映器,与从分离器中分离和回收二异丙苯和三异丙苯混合。
苯、二异丙苯和三异丙苯混合物输入烷基转移反映器中,在其中反映物结合生成异丙苯。
本创造创造过程未被烷基转移反映器中催化剂所限制。
各种各样催化剂已知一种纯熟艺术,如在US.Pat.No.363号中描述无机氧化物催化剂三氟化硼,在US.Pat.No.3551510号中描述酸晶体提取硅酸盐催化剂。
或者是US.Pat.No.3205277号中提到含氟难溶无机氧化物。
首选为本创造烷基转移催化剂是固体磷酸催化剂,采用与上文用于烷基化反映器催化剂相似办法制备,但不同是这种固体磷酸催化剂包括70%至90%质量百分数磷。
烷基转移反映器也许配备换热器,折流,托盘,加热器,泵,等。
反映器最佳是绝热型,这不是限制反映器设计或配备。
烷基转移反映器内反映条件也许变化相对广泛,烷基转移反映也许受影响温度从35-370°C,压力从大概15-200个大气压,苯/异丙苯摩尔比率从大概4至16,并且反映器流出物液体空速从0.1-20。
运用了更好固体磷酸催化剂,烷基转移反映条件温度可以涉及175-290°C,大概20到40大气压,苯/异丙苯摩尔比率约4到16,并且反映器流出物液体空速从0.5到5.0。
如上文所述,烷基转移反映器流出物输入分离器。
我以为我创造:
1.是一项生产异丙苯工艺,涉及如下环节:
a.丙烯与过量苯在烷基化催化剂存在下,在适合发生烷基化反映条件下,在烷基化反映器内反映;
b.将上述反映器流出物按构成提成至少两某些;
c.将其中一某些流出物循环至上述反映器;
d.将另一某些流出物和上文所提到烷基转移反映器流出物输入分离器中;
e.将分离器流出混合物分离成富苯流、异丙苯流、富二异丙苯和三异丙苯流;
f.将上述最后一股物料流在烷基转移催化剂存在下,在烷基转移反映器内发生烷基转移反映,以得到额外异丙苯;
g.将上述反映器流出物输入到分离器中;
h.将至少一某些从分离器得到富苯流输送到烷基化反映器中;
i.从分离器中收集异丙苯产品。
2.第一条中工艺更详细特点是环节(a)中与丙烯反映苯要输送给分离器;
3.第一条中工艺更详细特点是环节(f)中至少一某些反映物苯要输送给分离器,然后输送给烷基转移反映器;
4.第一条中工艺更详细特点是环节(a),环节(f)中反映物苯要输送给分离器;
5.第一条中工艺更详细特点是至少一某些从分离器得到富苯流要输送给烷基转移反映器;
6.第一条中工艺更详细特点是烷基化催化剂必要是固体磷酸催化剂;
7.第一条中办法更详细阐述是烷基转移催化剂必要是固体磷酸催化剂;
8.第一条中办法更详细阐述是烷基化催化剂是具有50%到75%质量分数磷固体磷酸催化剂,烷基转移催化剂是具有70%到90%磷固体磷酸催化剂;
9.第一条中办法更详细阐述是在烷基化反映器中苯与丙烯摩尔比是从大概2:
1到大概6:
1,不涉及循环烷基化反映器流出物;
10.第一条中工艺更详细特点是在烷基化反映器中固体磷酸催化剂至少要提成两个持续催化床,第三某些烷基化反映器流出物需降温至大概35°C到150°C之间,然后充当冷却剂引入到在至少两个持续催化床之内反映混合物中;
11.第一条中工艺更详细特点是第一某些烷基化反映器流出物需降温至大概150°C到260°C之间。
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