用具有8-18个碳原子的脂族单烯烃化合物将芳族化合物烷基化的方法和装置的制作方法

专利名称：用具有8-18个碳原子的脂族单烯烃化合物将芳族化合物烷基化的方法和装置的制作方法
用具有8-18个碳原子的脂族单烯烃化合物 将芳族化合物烷基化的方法和装置
背景技术：
苯的烷基化产生了有多种商业用途的烷基苯，例如可将烷基苯磺化产 生洗涤剂。在烷基化方法中，苯与期望长度的烯烃反应以产生所寻求的烷 基苯。烷基化条件包括存在均相或多相烷基化催化剂如氯化铝、氟化氢或 沸石催化剂和高温。
催化剂没有选择性，并且还会发生烯烃的其它反应从而产生重质物， 即二聚体、二烷基芳基化合物和二芳基化合物。而且会发生烯烃的骨架异 构化，导致丧失对所寻求的烷基苯的选择性。形成二烷基芳基化合物尤其 成问题，因为该反应实现烯烃的完全转化并且烷基苯的浓度已经因此增加， 从而增加了烯烃分子将与烷基苯分子而不是与苯反应的可能性。因此常见 方法使用相对于烯烃大量过量的苯以降低反应器中所寻求的烷基苯与烯烃 的摩尔比。对于均相氟化氢催化的方法，苯与烯烃的比率通常为6:1-8:1。 固体催化剂倾向于产生更多重质物。因此对于这些固体催化剂，苯与烯烃
的摩尔比通常大于15:1。对于产生具有减少的骨架异构化的烷基苯，苯与 烯烃的比率通常超过20:1并且有时多达30:1。
随着苯与烯烃比率的增加，也导致回收和循环烷基化产物中未反应苯 时额外的处理成本。在Robert A. Meyers编辑的石油精炼工艺手册，第二 版，McGraw-Hill, New York, NY, USA, (1996), 1.53-1.66页，尤其是 1.56-1.60页中Peter R. Pujado的线性烷基苯(LAB)制造概述了烷基苯生产 的精炼系统。尤其对于大恥漠的商业烷基化方法如用于生产线性烷基苯的 方法而言资金和运行成本会非常重要，因此不期望增加额外的蒸馏步骤。
已经提出了大量提议来实现苯与烯烃高进料比的一些益处，并且不必 导致与使用这些过量苯相关的成本。例如通常使用超过一个反应区，含烯 烃进料被引入到每一个反应器。该方法的优点在于从资金和运行成本角度而言不昂贵。其他人已经提议了进一步提高选择性而不进一步增加苯与烯
烃摩尔比的方法。US 5,777,187公开了使用反应性蒸馏，其中苯与烯烃逆 流通过含有催化剂的塔。该方法存在两个问题。首先是增加了资金和运行 费用。其次在需要再生或更换催化剂时需要关闭整个反应性蒸馏塔。
另 一个提议是使用多级反应器，在各级之间通过蒸馏进行产物分离， 将苯与未反应的烯烃传递至后面反应器。然而该方法增加了与级间分馏相 关的资金和运行成本。例如从烷基苯反应产物中取出苯的苯塔通常有至少 20个理论蒸馏塔板。
使用固体垸基化催化剂的商业上可行的烷基化方法带来的益处之一是 避免了使用氟化氢。然而正如上面表明，氟化氢方法的益处是能以低的苯 与烯烃摩尔比(通常低于8:1)操作而不过度产生重质物或者没有过度的骨 架异构化。
因此寻求用于使用每分子有8-18、优选有8-16个碳原子的单烯烃将芳 族化合物固体催化剂烷基化的方法和装置，它们可使用较低的芳族化合物 与烯烃摩尔比而不过度产生重质物，尤其是此类方法不会导致过度的骨架 异构化。同样期望能改进氟化氢催化剂烷基化单元而不需要更换任何反应 产物精炼系统尤其是苯蒸馏塔的固体催化剂烷基化方法和装置。从而所述 改进必须能使用10:1或更低的芳族化合物与烯烃摩尔比提供具有所寻求 产率的烷基化产物。 发明概述
本发明提供了用每分子有8-18、优选8-16个碳原子的脂族烯烃来单烷 基化芳族化合物的能效型固体催化剂方法和装置，它们能以少量的重质物 共生成以及没有过度骨架异构化地产生所寻求的烷基芳族化合物，而且使 用了低于20:1、甚至低于10:1的芳族化合物与烯烃摩尔比。
本发明的方法和装置使用了具有至少3个串联的基本绝热的烷基化反 应区的反应器组合体，其中将一部分含烯烃进料以使得进料温度和反应区 温度或者反应区流出物温度之间的温度的增加低于15。C、优选低于12。C并 且最优选低于l(TC的量投料至每个反应区，其中每个反应区的流出物在传 递至后面反应区之前冷却以便与其它部分含烯烃进料反应。在本发明连续方法的广泛方面，对于在具有至少3个、优选至少4个 比如4-10个串联反应区的烷基化反应器组合体中用包含每分子有8-18、优 选8-16个碳原子的链烷和单烯烃的脂族原料来单烷基化每分子有6-8个碳 原子的芳族化合物，每个反应区包含固体烷基化催化剂且维持在足以消耗 至少卯质量。/。的烯烃以产生包含芳基链烷的区流出物的液相烷基化条件 下，其中传递至烷基化反应器组合体的总的芳族化合物与总的单烯烃的摩 尔比低于20:1、优选低于15:1并且最优选介于6:1-12:1之间，所述方法包 括
a. 在第一掺混温度下将所述芳族化合物和一部分脂族原料并流传递至第 一反应区产生第一区流出物，所述芳族化合物与所述脂族原料的质量 比足以使第一区流出物的温度比掺混温度高低于15°C、优选低于12 。C并且最优选低于l(TC;
b. 冷却第一区流出物；
c. 将至少一部分所述冷却的第一区流出物和另一部分脂族原料在第二掺
混温度下并流传递至第二反应区产生包含芳基链烷的第二区流出物， 所述芳族化合物与所述脂族原料的质量比足以使第二区流出物的温度 比掺混温度高低于15°C、优选低于12。C并且最优选低于l(TC(反应区 AT);
d. 使用冷却后的前一区流出物和另 一部分脂族原料在用于其后反应区的 掺混温度下将步骤(b)和(c)重复足够次数以使用脂族原料。 可通过直接或者间接热交换冷却每一 区流出物，冷却优选至少部分地
通过用传递至该反应区的脂族原料部分直接热交换进行，脂族原料以比前 一区流出物更低的温度提供。冷却通常足以将前面反应区中升高的温度降 低至少60%，所述温度降低优选至少为前一反应区的掺混温度的温度降 低。
在本发明方法的一个实施方案中，将基本上相同量的新鲜脂族原料投 料至每个反应区。在另一个实施方案中，投料至第一反应区的新鲜脂族原 料的量低于投料到至少一个后面反应区的量。在后者实施方案中将降低第 一反应区中经历的反应区AT。在脂族原料包含低于15质量％烯烃并且余量基本上为惰性链烷的情况下(对于商业实践的烷基化方法可用的脂族原 料通常是这种情况)，链烷作为受热器。仅将包含在投料至第一反应区的脂 族原料部分中的链烷的量投料至第一反应区，而随后的反应区将不仅具有 包含在脂族原料中的链烷，而且具有包含在前面反应区流出物中的链烷的 量。因此串联的反应区中较前的反应区与后面反应区相比包含较少受热器。 在优选方面，投料至每个反应区的新鲜脂族原料的量使得反应区之间反应
区AT的范围低于5X:、优选低于3'C。
在优选方法中，在串联反应区的末端应用了包含固体烷基化催化剂的 修整反应区。修整反应区不接收任何脂族原料部分而是保持在足以消耗基 本上所有包含在最后反应区的区流出物中的烯烃的液相烷基化条件下。
在本发明的广泛方面，烷基化装置包括
a. 用于分配包含每分子有8-18、优选8-16个碳原子的链烷和单烯烃的脂 族原料各部分的分配器；
b. 包括至少三个串联烷基化反应区的反应器组合体，每个烷基化反应区 包含固体烷基化催化剂且每个烷基化反应区有一个入口区域并且以相 对液流通过催化剂、 一个用于包含反应区流出物的出口区域，
收来自分配器的一部分脂族原料； ii.其剩余反应区用于在入口区域接收来自串联的前一反应区的反应区 流出物并且用于在入口区域接收来自分配器的一部分脂族原料，和
c. 每一反应区之间的换热器，其用于将前一反应区的反应区流出物冷却
至少5'C并且优选至少IO'C。
本发明的装置优选还包括包含固体烷基化催化剂并且用于接收来自剩 余最后反应区的反应区流出物的修整烷基化反应区。每个换热器可以是直 接的、间接的换热器设计或者是直接和间接换热器设计的组合。热交换优 选至少部分地通过使用投料至后面反应区的脂族原料部分直接热交换。 附图简述
图l是用于实施本发明方法的装置的图示。
图2是可以在本发明的装置和方法中使用的单一反应区组合体的图示。
发明详述
进料和产物
在本发明方法中使用的脂族原料包含每分子有8-18、优选8-16、更优 选8-14个碳原子的脂族单烯烂。脂族烯烃通常是具有不同分子量的烯烃的 混合物。烯烃可以是a烯烃或者包含烯经异构体的混合物。在许多情况下 烯键在分子中的定位不重要，因为已经发现许多固体烷基化催化剂会促进 烯键迁移。
通常更关心烃主链的分支，因为烷基芳族化合物产物上烷基的结构形 态能影响性能。例如在磺化烷基苯产生表面活性剂时，过度分支会不利地 影响表面活性剂的生物降解能力。另一方面可能需要一些分支，如在US 6，187，981B1中描述的轻度支化的改性烷基苯。烯烃可以是未支化的或轻度 支化的，此处使用时指具有3个或4个伯碳原子的烯烃，并且剩余碳原子 中没有一个碳原子是季碳原子。伯碳原子是键合到仅仅一个碳原子上的碳 原子，尽管它也许也会键合到除碳之外的其它原子上。季碳原子是键合到 四个其它碳原子上的碳原子。
对于商业方法，在具有含烯烃的脂族化合物的脂族原料中可能存在其 它组分。这些其它组分可包含每分子有8-18个、或8-16个或者8-14个碳 原子的链烷。例如可通过对链烷原料脱氢获得烯烃，并且将难以从该烯烃 分离的未反应的链烷传递至烷基化反应器中。例如参见US 6，670,516Bl， 将其引入此处作为参考。通常在通过将链烷原料脱氬获得烯烃时，烯烃与 链烷的摩尔比为1:12-1:7或者单烯烃与链烷的摩尔比为1:12-1:7;然而链 烷的量对本发明方法不重要。实际上基本不存在链烷的脂族原料也适合。
用于脱氢的链烷原料的来源不重要，尽管链烷原料的某些来源将很可 能导致存在杂质。传统上石油炼厂中或者通过原油分镏或者通过转化方法 生产的煤油馏分因此形成合适的进料混合物前体。通过分馏从原油回收的 馏分通常要求加氢处理以在被投料到主题方法之前除去硫和/或氮。可通过 初步分馏调节煤油馏分的沸点范围，从而调节链烷的碳数范围。极端情况 下可限定沸点范围，使得只有一种碳数的链烷占优势。煤油馏分包含非常大量的不同烃，因此主题方法的进料混合物可含有200或更多种不同化合物。
链烷原料可选择地至少部分衍生自低聚反应或烷基化反应。这样的进 料混合物制备方法本来就不准确并且产生了化合物的混合物。该方法的进 料混合物可包含大量具有多个支链的链烷和支链上有多个碳原子的链烷、 环烷、支化环烷或其沸点相对接近期望的化合物异构体的其它化合物。
链烷的另一来源是天然气井的冷凝物。通常可得到不足量的此类冷凝 物作为链烷原料的唯一来源。然而期望其可用于补充其它链烷原料。这些 冷凝物通常包含在过去已经限制了其用途的硫化合物。因为本发明能使用 含疏进料，所以可使用这些冷凝物提供用于烷基化的链烷。
也可用合成气(Syngas)、氢和一氧化碳产生链烷。该方法通常称为 Fischer-Tropsch方法。合成气可用包括天然气和煤的多种原料产生，从而 在不能使用石油馏出物的情况下使它成为有吸引力的链烷原料来源。
投料至烷基化反应器中的脂族烯烃应该充分地不含可能过度不利地影 响烷基化催化剂寿命的杂质如水、氮化合物和硫化合物。
本发明方法中使用的芳族化合物每分子包含6-8个碳原子，如甲苯、 二曱苯、乙苯，并且优选苯。 烷基化
芳族化合物和烯烃在固体烷基化催化剂的存在下在烷基化条件下反 应。这些烷基化条件通常包括80。C-200。C的温度，最通常情况下温度不超 过175。C，例如为100°C-160°C。通常随着催化剂老化升高烷基化的温度以 维持期望活性。烷基化是放热反应，因此在基本上绝热的反应器中流出物 的温度高于进料的温度(反应区AT)。基本上绝热的反应器是其中流出物温 度相对于进料温度的增加由反应区中反应所产生的热量的至少75%引起 的绝热反应器。
至此已经通过将大量过量的芳族化合物提供至反应区以吸收热从而将 反应区内的温度维持在合适范围内。当脂族原料含有链烷时，链烷也^/vi文 热反应吸收热。烷基化过程中的高放热温度不仅在催化剂失活方面而且在 产物质量退化方面，尤其是骨架异构化并且特别是烯烃的骨架异构化方面能导致不利影响。
根据本发明方法，可使用较低的总芳族化合物与脂族原料比率(在烷基 苯情况下为苯与烯烃的比率)，同时提供具有所寻求质量的烷基化产物，从
备以使用固体烷基化催化剂的能力。根据本发明方法，芳族化合物与烯烃
的摩尔比低于20:1、优选低于15:1且最优选为6:1-12:1。优选低于15摩 尔％、更优选低于10摩尔％的烯烃、脂族烷基链和任何反应中间体经受骨 架异构化。
面反应区的前一反应区流出物)与脂族原料的比率进行^择,、使得反应I AT低于15。C、优选低于12。C并且最优选低于IO'C，最通常为2'C-10。C。 优选投料至每个反应区的脂族原料的量使得没有反应区具有比任何其它反 应区大5'C的反应区AT。反应区之间的反应区AT的差异优选低于5。C。
因为烷基化通常在液相存在下进行，并且优选或者在全液相或者在超 临界条件下进行，所以压力必须足以将反应物维持在液相。需要的压力必 须取决于烯烃和温度，但通常为1300-1700 kPa(g)且最常见为2000-3500 kPa(g)。
使用流体串联的三个或更多个催化剂床以连续方式用烯烃对苯进行烷 基化。为了此处目的将催化剂床命名为反应区，不管是与另一个床在相同 的容器中还是在不同的容器中。每个反应区有一个入口区域和一个出口区 域。反应物可以在进入反应区的入口区域之前处于掺混物中，或者它们可 以单独引入，然后在反应区内混合。
催化剂可用作填充床、移动床或浆料床。投料至反应区的进料可以向 上流过或者向下流过，或者甚至象在径向床反应器中那样水平通过；然而 芳族化合物和烯烃流是并流的。在一个需要的变化方案中，烯烃可以投料 至反应区中的几个不连续点。通常以0,3至6或者10 hr—1并且最经常以0.4-6 hr—1的总液时空速(总LHSV)提供进料混合物也就是投料至反应区的芳族 化合物和脂族原料，总液时空速取决于例如烷基化温度和催化剂的活性。 用每个床的LHSV确定总LHSV。总LHSV的倒数是串联的每个床的LHSV的倒数的总和。
通常希望在反应区中使用充足的停留时间，使得至少90、通常至少95、 优选至少98并且常常至少99.5质量％的投料至反应区的烯烃在该反应区 中反应。
在本发明中可使用任何合适的固体烷基化催化剂，只要满足转化率、 选择性和活性的要求。催化剂通常是酸性的。优选的烷基化催化剂包括具 有选自p、 MOR、 MWW、 FAU和NES的沸石骨架类型的沸石。合适的 沸石包括丝光沸石、ZSM-4、 ZSM-12、 ZSM-20、菱钾铝矿(offretite)、钠 菱沸石、卩、NU画87、 UZM画8、 MCM曙22、 MCM画36、 MCM画49、沸石Y、 沸石X和格塔蒂沸石(gottardite)。在Ch. Baerlocher、 W.M. Meier和D. H. Olson的"沸石骨架类型图集"第五版，Elsevier: Amsterdam, 2001中描述 了 MOR、 MWW、 FAU、 NES和其它沸石骨架类型，将其引入此处作为 参考。FAU和UZM-8分子筛可具有任何便利的粒度。通常分子筛粒度的 主要尺寸范围为5微米或更大，比如主要尺寸为50-5000纳米。有时优选 该范围的下限部分的粒度，因为可以减少重质物的共生成。通常需要低于 500，例如50-300纳米的主要粒子尺寸。例如参见Koegler等人的美国申 请公开号2003/0147805Al。与本申请同日提交的共同未决的专利申请(律 师备案号UOP27674)公开了通过使用小尺寸FAU微晶催化剂以低芳族化 合物与烯烃摩尔比产生烷基苯的方法，其没有过度共生成重质物。另一类 酸性固体催化剂是酸化的耐高温氧化物如氯化的、氟化的或石克酸化的氧化
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鈕、科tD棒(gai且ia)、 氣tG何Doria)、 氧tCi邻(moiyDaia)、 羊、TU铬、 一羊wu 钛、氧化铬、二氧化硅、氧化锆和其类似物及其组合。粘土和无定形催化 剂也有用。可在US 5,196,574; 6，315，964B1和6,617，481B1中找到烷基化 催化剂的进一步讨论。
在本发明的烷基化反应器组合体的每个反应区中可以是相同或不同的 催化剂。
本发明的反应器组合体包括至少3、优选至少4、最经常为4-10个串 联反应区， 一部分脂族原料投料至其中。通常修整烷基化反应区在这些串 联反应区之后用于反应串联的最后反应区的流出物中的残余烯烃。反应区可以在共同容器中或者在单独的容器中。反应区可以有相同或不同的尺寸。 可以平行使用其它反应区。
串联的反应区的数量将与所寻求的投料至烷基化反应器组合体的总芳
族化合物与脂族进料比率和所寻求的反应区AT相关。例如对于给定的比 率，获得给定的反应区AT比获得更高的反应区AT要求更多反应区。
在每个串联的反应区之间提供了换热器。如果需要，可在任何修整反 应区的紧接上游提供换热器，但在本发明的广泛方面不要求4吏用这样的换 热器。如此处所用，换热器是一个通过直接、间接或其组合方式为前一反 应区的流出物的受控冷却提供热交换的单元操作，不是指环境热损失。在 每个反应区之间待进行冷却的量可以有很大变化。 一般而言冷却至少足以 除去前一反应区中产生的热的至少75%。冷却后流出物的温度比投料至换 热器的流出物的温度低至少5'C并且有时低5°C-20°C。通常冷却足以提供 与投料至前一反应区的进料有基本上相同温度的流出物。在一个实施方案 中，流出物的冷却足以将流出物的温度降^f氐产生流出物的反应区的反应区 AT的至少60%的量。因此冷却对抗前一反应区的反应区AT。
将一部分脂族进料投料至串联的每个反应区。有利地该进料比前一反 应区流出物更冷并且用于提供直接的热交换。作为替换或者除此之外，还 可使用间接热交换降低流出物的温度。间接热交换的冷却介质可以是水或 者任何可便利得到的更冷的工作流体。
修整反应区通常确保至少99、优选至少99.5摩尔％的烯烃发生反应。 在一个优选的实施方案中消耗了包含在传递至修整反应区的区流出物中的 基本上所有的烯烃。
将最后反应区(或者如果使用修整反应区的话则是修整反应区)的流出 物直接传递至精炼系统。烷基苯精炼系统用于从烷基化产物中取出芳族化 合物、烯烃、重质物以及如果存在的链烷。
在常见的烷基苯商业构型中，精炼组合体包括从烷基化流出物基本回 收所有苯，并且提供相对纯的苯料流作为塔顶馏出物的蒸馏组合体。然后 将该蒸馏组合体的塔底料流传递至另一个蒸馏组合体以分离出链烷和未反 应的烯烃作为塔顶馏出物，并且将该第二个蒸馏组合体的塔底料流投料至重质物蒸馏组合体，在这里烷基苯产物包含在塔顶馏出物中。如果需要， 可使用后处理塔进一步纯化烷基苯，尤其是在粘土处理后除去成色剂。在 该类型的一组蒸馏中，通常将粗蒸馏的塔底料流投料至用于分离苯的蒸馏 组合体中。
作为进一步详细描述，在使用包含链烷和烯烃的脱氢产物流作为用于
烷基化的烯烃的来源时，通常以低于300°C、优选低于275°C、通常介于 230。C-270。C之间的塔底温度以及以提供塔顶馏出物的5-300、优选35-70 kPa的表压进行苯蒸馏。塔顶馏出物通常包含低于2、优选低于1.5重量％ 链烷。苯蒸馏组合体可包括一个或多个蒸馏塔。可从苯蒸馏组合体获得超 过一种塔顶馏出物。例如，可获得高度纯料流以满足工艺需求如再生催化 剂或吸附剂，例如链烷浓度低于1、优选低于0,1重量％。可从苯蒸馏组合 体获得较低纯度的塔顶馏出物例如作为側馏分,用于再循环至烷基化反应。
用于苯蒸馏的每个塔可包括任何方便的填料或蒸馏塔板，但在大部分 情况下使用塔板如筛板和鼓泡塔盘。组合体通常提供至少5，比如6-70、 优选20-50个理论塔板。回流比通常为2:1-1:10且优选1.5:1-1:5。来自苯 蒸馏的塔底料流通常包含低于1000 ppmw、优选低于50 ppmw且有时低 于5 ppmw的苯。苯蒸馏可在单个塔中发生或者可以使用两个或更多个不 同的塔。例如可使用汽提塔取出一部分例如20-50%苯，然后汽提塔的底 部料流将在随后的塔中经受精馏获得期望的分离。
通常以低于300"C、优选低于275。C、 一般为250。C-275。C的塔底温度 并且以提供塔顶馏出物的5-110，优选为10-50 kPa的绝对压力进行链烷蒸 馏。塔可以包括任何方便的填料或蒸馏塔板，但大部分情况下使用篩板。 链烷蒸馏组合体通常提供至少5个，比如7-20个理论塔板。回流比通常为 3:1-1:10并且优选1:1-1:3。链烷蒸馏的塔底料流通常含有低于5000、优选 低于500份/百万份(ppmw)的链烷以及优选低于10、通常低于1 ppmw的 苯。链烷蒸馏可在单个塔中发生或者可以使用两个或更多个不同的塔。
通常以低于300。C、优选低于275。C、 一般为250。C-275。C的塔底温度 以及0.5-30、优选为1-5 kPa的绝对压力进行重质物烷基化物蒸馏。该塔 可以包括任何便利的填料或蒸馏塔板，但大部分情况下使用结构性填了 。通常重质烷基化物蒸馏组合体提供至少5，比如10-30并且优选10-20个理 论塔板。回流比通常为2:1-1:5并且优选0.2:1-1:1。重质物烷基化物蒸馏的 塔顶馏出物通常含有低于1000、优选低于100、有时低于50 ppmw的总重质物。
精炼系统可含有其它蒸馏区例如用于从重质物中回收其它烷基苯。 可使用粗蒸馏分离 一个或多个反应区的流出物。粗蒸馏可以在一个单 立的容器中进4亍，或者可以在精炼烷基化产物的苯塔的一部分中进行。如 果使用了三个或更多个烷基化反应器，并且需要不止一个反应器间粗蒸馏， 则粗蒸馏可以在相同或者不同的容器中进行。例如，上游反应器和紧接的 后面反应器的流出物可传递至相同的粗蒸馏区，其中一部分塔顶馏出物传 递至紧接的后面反应器中并且剩余部分的塔顶馏出物传递至位于紧接的后 面反应器下游的第三反应器。
参考附图将对本发明做进一步的说明，这些附图不限定本发明的范围。 附图和说明书的目的是对本发明进行说明，不是对其进行限定。 参考

图1，图示说明了具有包含催化剂床104的反应器容器102的反 应组合体100，催化剂床104限定出串联的第一反应区并且接收新鲜的苯 进料；催化剂床106a、 106b、 106c和106d限定出四个随后串联的反应区， 催化剂床108限定出修整反应区。
新鲜苯通过管线IIO供给。脂族原料通过管线112提供。原料温度在 换热器114中调节至期望值，控温原料通过管线116传递至分配器118。 对脂族原料的温度进行选择以通过直接热交换在反应区之间提供期望的冷 却。
分配器118用于将原料分离为受控部分。 一部分经过管线120通过换 热器122传递至与管线IIO供给的苯合并。如果需要换热器122用于加热 原料，使得传递至催化剂床104的合并的苯和原料流以合适的温度启动烷 基化反应。随着催化剂老化，可能必须要增加传递至催化剂床104的合并 料流的温度。通过管线IIO供给的苯在管线126中与经过管线124离开换 热器122的脂族原料混合，混合物传递至反应器容器102。作为替换，苯 和脂族原料均可独立地引入到反应器容器102中。管线128a将确定部分的来自分配器118的控温脂族原料供给至催化剂 床104和106a之间的区域132a。可使用任何合适的设备如喷嘴、文丘里 管、喷雾器等促进较冷的脂族原料分配到催化剂床104的流出物中。类似 地管线128b、 128c和128d分别将脂族原料各部分供应至催化剂床106a 和106b、106b和106c、106c和106d之间的区域中。这些区域分别是132b、 132c、 132d和132e。催化剂床106d的流出物传递至修整催化剂床108, 并且修整催化剂床108的流出物通过管线130从反应器容器102中排出。
图2是使用了间接热交换的一 系列反应区的一个反应区组合体200的 图示。反应区容器202包含限定了一个反应区的催化剂床204。通过管线 206提供包含前一反应区流出物的料流。分配器提供的脂族原料通过管线 208供给并且与管线206中的流出物合并。因为在该实施方案中使用了间 接换热器，所以不需要控制脂族原料的温度。
使用通过管线212供给的冷却水流将管线206中的合并料流传递至换 热器210，通过阀门214控制其速率。换热器210可以是任何合适的间接 换热器设计，包括但不限于壳套管式和板式换热器。在换热器210中，冷 却合并料流且通过管线216流出。温度探针218对应合并气体的温度，将 该温度通过信号220通讯以控制计算机222，其反过来通过信号224向阀 门214发信号至所寻求的位置，使得冷却水供给的速率适合在管线216中 获得所寻求的合并料流温度。管线216将合并流体引向反应区容器202， 烷基化产物蒸汽通过管线226流出。
生。例如，在包含比如5个反应区的组合体中可提供另外反应区。 一个反 应区可以从线上拿出用于再生，并且用另外反应区替换。离线的反应区经 受再生条件，然后它替换待离线进行再生的另一反应区。
权利要求
1. 一种用包含每分子有8-18个碳原子的链烷和单烯烃的脂族原料在具有至少三个串联反应区(104、106a、106b)的烷基化反应器组合体中单烷基化每分子有6-8个碳原子的芳族化合物的连续方法，每个反应区包含固体烷基化催化剂并且维持在足以消耗至少90质量％烯烃的液相烷基化条件下，以产生包含芳基链烷的反应区流出物，其中传递至烷基化反应器组合体的总芳族化合物与总单烯烃的摩尔比低于20:1，所述方法包括a. 在第一掺混温度下将所述芳族化合物和一部分脂族原料并流传递至第一反应区(104)产生第一区流出物，传递至所述第一反应区(104)的所述芳族化合物与所述脂族原料的质量比足以使所述第一反应区(104)的反应区ΔT低于15℃；b. 冷却第一区流出物；c. 将至少一部分冷却的所述第一区流出物和另一部分脂族原料在第二掺混温度下并流传递至第二反应区(106a)产生包含芳基链烷的第二区流出物，传递至所述第二反应区(106a)的所述芳族化合物与所述脂族原料的质量比足以使所述第二反应区的反应区ΔT低于15℃；d. 使用冷却后的前一区流出物和另一部分脂族原料在用于其后面反应区(106b、106c、106d)的掺混温度下将步骤(b)和(c)重复足够次数以使用脂族原料。
2. 如权利要求l的方法，其中反应区(104、 106a、 106b)之间的冷却至 少部分地通过用传递至后面反应区(106a、 106b、 106c、 106d)的脂族原料部分直接热交换进行，提供的所述脂族原料部分温度以比前一区流出物更低。
3. 如权利要求2的方法，其中将步骤(d)的最后反应区的区流出物传递 至包含固体烷基化催化剂并且保持在足以消耗基本上所有包含在步骤(d) 的最后反应区的区流出物中的烯烃的液相烷基化条件下的修整反应区(108)中。
4. 如权利要求1-3中任一项的方法，其中在步骤(a)、 (c)和(d)的每个步骤中反应区AT低于10°C。
5. 如权利要求l-3中任一项的方法，其中总芳族化合物与总单烯烃的 摩尔比4氐于15:1。
6. 如权利要求l-3中任一项的方法，其中总芳族化合物与总单烯烃的 摩尔比为6:1-12:1。
7. 如权利要求l-3中任一项的方法，其中投料至每个反应区的脂族原 料部分使得反应区之间的反应区AT的差异低于5°C。
8. 如权利要求7的方法，其中投料至第一反应区(104)的脂族原料部分 少于投料到步骤(b)和(c)的至少一个后面反应区(106a)的脂族原料部分。
9. 如权利要求8的方法，其中脂族原料的烯烃与链烷摩尔比为 1:12隱1:7。
10. 如权利要求1-3中任一项的方法，其中将每个反应区(104、 106a、 106b)的流出物冷却以将流出物的温度降^f氐产生流出物的反应区(104、 106a、 106b)的反应区AT的至少60%。
全文摘要
本发明公开了使用至少三个串联反应区(104、106a、106b)以包含每分子有8-18个碳原子的脂族烯烃的脂族原料对芳族化合物进行单烷基化的连续方法，每个反应区包含固体烷基化催化剂，流出物在反应区(104、106a、106b)之间冷却，向每个反应区供给一部分新鲜脂族原料，使得每个反应区(104、106a、106b)中的反应区ΔT低于15℃。总的芳族化合物与烯烃的摩尔比低于20∶1。即使使用低芳族化合物与烯烃摩尔比，烷基化产物仍然有所期望的线性和低量二聚体、脱烷基化化合物和二芳基化合物。
文档编号C07C2/56GK101535218SQ200780040901
公开日2009年9月16日 申请日期2007年10月29日 优先权日2006年10月30日
发明者M·G·赖利 申请人:环球油品公司