異丙苯生產(chǎn)工藝.doc

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異丙苯生產(chǎn)工藝 發(fā)明人：Dennis J. Ward, South Barrington, Ⅲ. 委托人：UOP Inc.， Des Plaines， Ⅲ. 申請時(shí)間：Apr. 19, 1976. Appl. No.: 678, 005 摘 要 一種能減少苯與丙烯催化烷基化生產(chǎn)異丙苯的能耗的工藝。丙烯和苯在烷基化反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)，反應(yīng)流出物分成兩部分，第一部分再循環(huán)至反應(yīng)器的入口，第二部分輸送到一個(gè)分離異丙苯產(chǎn)物，二異丙苯，三異丙苯和過剩的苯的分離器中。一部分過剩的苯回收到烷基化反應(yīng)器中，另一部分與二異丙苯，三異丙苯混合后輸送到烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中，將其流出物引入到一個(gè)獨(dú)立的反應(yīng)器中。由于減少了分離部分過剩苯所需能量和回收了部分過剩的苯至烷基化反應(yīng)器，所以這種工藝與之前的工藝流程相比，能量消耗大大減少了。 附圖： 11 3 Butyl benzene 12 10 Benzene Drag Transalkylation Propane 9 13 Cumene Reaction Zone Propylane 1 5 6 11 16 2 7 15 4 Alkylationg 14 Separation Zone Reactiong Zone Propylane Oligomes 8 Benzene 異丙基苯的生產(chǎn) 交叉引用相關(guān)的專利申請 這篇專利申請?jiān)谝欢ǔ潭壬鲜且黄幱趯徖碇械模嶴er. No. 557010（在1975年3月10號提出，現(xiàn)已放棄）的專利申請的延續(xù)。 該項(xiàng)發(fā)明的背景 該項(xiàng)發(fā)明提出了一種在烷基化催化劑的存在下由苯和丙烯生產(chǎn)異丙基苯的改進(jìn)工藝，也涉及在轉(zhuǎn)移烴化催化劑的存在下利用二異丙苯，三異丙苯和苯通過烷基轉(zhuǎn)移生產(chǎn)異丙苯工藝。 本發(fā)明廣泛適用于烷基化芳烴的生產(chǎn)，這些化合物是有用的在自己和更頻繁地在后續(xù)其他化合物的化學(xué)合成。本發(fā)明特別適用于生產(chǎn)異丙苯（異丙基苯），異丙苯是制備苯酚，丙酮、甲基苯乙烯、苯乙酮的重要反應(yīng)物。該項(xiàng)工藝發(fā)明的另一種用途是制備對異丙基甲苯，它能氧化生成對甲苯酚。該工藝的進(jìn)一步應(yīng)用是在一類被取代的芳香族化合物的烷基化反應(yīng)中，比如：苯酚，在它與異丁烯烷基化反應(yīng)生成鄰叔丁基苯酚和對叔丁基酚（兩者在合成樹脂領(lǐng)域都有重大用途）時(shí)，就能應(yīng)用到該工藝。 綜上所述，本發(fā)明在制備異丙苯工藝中有著特別的應(yīng)用。在一般商業(yè)生產(chǎn)異丙苯的過程中，將液態(tài)苯和液態(tài)丙烯投入反應(yīng)器中，使之與烷基化催化劑接觸下，在一個(gè)或多個(gè)反應(yīng)器中發(fā)生相同的烷基化反應(yīng)是一種慣例。為了減少苯的二烴基化合物的產(chǎn)生，通常我們將反應(yīng)器中苯與丙烯的摩爾比由4:1提高至16:1，最好是8:1。在之前的工業(yè)化生產(chǎn)中利用兩個(gè)相抵觸的反應(yīng)生產(chǎn)異丙苯產(chǎn)生了一些問題，其中之一就是產(chǎn)生了上文所說的二烴基化合物，比如：二異丙苯、三異丙苯，而不是所需的單烷基化產(chǎn)物。這種競爭反應(yīng)通過采用如上所述的大摩爾量過剩的苯來控制。其他的競爭反應(yīng)導(dǎo)致了異丙苯產(chǎn)量的損失，因?yàn)橐徊糠址磻?yīng)物丙烯形成丙烯的低聚物，如在一定程度上會出現(xiàn)丙烯二聚物和三聚物，即使有大量過剩的苯存在。將丙烯三聚物和一些丙烯四聚物與異丙苯一起加熱，由于這些烯烴的存在，這種產(chǎn)生低聚物的反應(yīng)（異丙苯氧化制備苯酚的反應(yīng)）必須控制到最小，這樣才能獲得高純度的產(chǎn)品。 烷基化芳香族化合物的烷基化反應(yīng)在自然條件下是放熱的，反應(yīng)器的溫度會迅速增高。放熱反應(yīng)導(dǎo)致溫度的增高，同樣也會導(dǎo)致副反應(yīng)的產(chǎn)生，從而增加異丙苯的殘留產(chǎn)物。在過去已經(jīng)習(xí)慣通過在多個(gè)單獨(dú)的區(qū)域和使用驟冷劑之間的幾個(gè)連續(xù)的烷基化區(qū)催化反應(yīng)來控制溫度上升。這種驟冷劑是為了在反應(yīng)混合物進(jìn)入每個(gè)連續(xù)的區(qū)域時(shí)控制溫度，因此在每一個(gè)區(qū)域內(nèi)溫度都會上升。反應(yīng)器從進(jìn)口到出口溫度的增加也通過控制苯的摩爾量的過量來控制，苯充當(dāng)散熱器吸收烷基化反應(yīng)所釋放的熱量。因此，向反應(yīng)器增加苯的摩爾過剩量，與相應(yīng)的稀釋丙烯反應(yīng)物，不僅提供了更多的芳香族化合物發(fā)生烷基化和減少低聚物的產(chǎn)生和烷基化的副產(chǎn)品，也減少了在一個(gè)或多個(gè)烷基化反應(yīng)器中因過度溫升造成不良副產(chǎn)物的形成。 為了獲得裝有所需高摩爾量過剩苯的反應(yīng)器，通常將反應(yīng)器流出物分離，來獲得適合回收的富苯流。因?yàn)榉磻?yīng)器流出物的主要成分是苯和異丙苯，分離苯和異丙苯是很有必要的，后者是高沸點(diǎn)組分。因此，要獲得相對純化的苯，且適合回收至反應(yīng)器，苯需要蒸發(fā)分餾，從而需要消耗大量熱量來蒸發(fā)苯，而且在苯分餾器中提供足夠的回流，熱量需求實(shí)質(zhì)上與反應(yīng)器中苯和丙烯的比例成正比。目前，相對較高的燃料成本的工藝會導(dǎo)致高能量消費(fèi)，所以，如果能量消耗減少的話，此前缺乏吸引力的處理方案變得越來越理想。 該項(xiàng)發(fā)明的概要 本發(fā)明的目標(biāo)是為在烷基化催化劑的存在下通過苯與丙烯的烷基化生產(chǎn)異丙苯提供一個(gè)改進(jìn)的工藝。這項(xiàng)發(fā)明的一個(gè)特定目標(biāo)是減少苯與丙烯烷基化生產(chǎn)異丙苯工藝的能耗。更具體的目標(biāo)是為該工藝提供一種固體磷酸催化劑，這一過新工藝與先前技術(shù)流程相比。本發(fā)明提出的生產(chǎn)異丙苯的新工藝具體體現(xiàn)在： a) 丙烯與過量的苯在烷基化催化劑存在下在烷基化反應(yīng)器中發(fā)生烷基化反應(yīng)； b) 將反應(yīng)器總液體流出物分離出至少兩部分組成； c) 將一部分分離物循環(huán)回反應(yīng)器； d) 將一部分以上流出物和烷基化反應(yīng)器的流出物按以下規(guī)定引入一個(gè)分離器中； e) 在分離器中將混合物分離出富苯流、異丙苯流、富二異丙苯和富三異丙流； f) 在烷基轉(zhuǎn)移催化劑存在下，在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中。使富二異丙苯和富三異丙流與苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)生成額外的異丙苯； g) 將烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物輸送到分離器中； h) 將一部分富苯流輸送到烷基化反應(yīng)器中； i) 從分離器中收集異丙苯流。 在本發(fā)明的處理方案中，丙烯和過量的苯使用烷基化催化劑在烷基化反應(yīng)器中反應(yīng)，一部分生成物不經(jīng)分離，直接循環(huán)至的反應(yīng)器。另一部分生成物，即凈流出物，輸送到一個(gè)分離器中，過量的苯、異丙基苯、二異丙苯和三異丙苯，和其他組分在其中分離。正如在上文提到的，從凈流出物中減少過剩苯的分離，以減少能量消耗是可取的，同時(shí)需要保持足夠量的過剩苯進(jìn)入反應(yīng)區(qū)，以防止過度形成丙烯低聚物。這將通過再循環(huán)一部分未經(jīng)分離的反應(yīng)器生成物來完成。工藝流程的主要影響在上文所描述的方式包括： 1) 通過減少從凈流出物中分離過剩苯與異丙苯的量來減少能量消耗； 2) 比之前技術(shù)形成相對更多的二或三烷基化苯產(chǎn)品。在該工藝的分離器中，將二異丙苯和三異丙苯集中，然后與過剩苯混合后送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器在使用烷基轉(zhuǎn)移催化劑的情況下發(fā)生反應(yīng)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器產(chǎn)生富異丙苯流將返回到分離器。 流程圖的描述 這項(xiàng)發(fā)明可以更清晰地參照附圖進(jìn)行描述和演示。然而在這樣一個(gè)示意圖描述中必然會存在某些局限性，從而無意限制了大部分發(fā)明。正如在上文提到的，該工藝的第一步包括將苯與丙烯在烷基化反應(yīng)器內(nèi)發(fā)生烷基化反應(yīng)。在附圖中，第一步發(fā)生在烷基化反應(yīng)器1內(nèi)。然而，苯和丙烯的混合物必須送入這個(gè)反應(yīng)器內(nèi)。在圖中，富丙烯進(jìn)料流通過管道2進(jìn)入反應(yīng)器1中，從循環(huán)系統(tǒng)而來的苯通過管道3，與管道2并列進(jìn)入烷基化反應(yīng)器1中，烷基化反應(yīng)器生成物的再循環(huán)流包括主要是苯，還有異丙苯通過管道4和2供應(yīng)到反應(yīng)器進(jìn)口。最后提到物流提供了額外的苯，目的是提高烷基化反應(yīng)器中的苯/丙烯比。丙烯反應(yīng)物，循環(huán)苯和循環(huán)反應(yīng)器流出物混合后通過管道2引入反應(yīng)器1。烷基化反應(yīng)器的流出物通過管道5流出，一部分通過管道4提供在上文描述的再循環(huán)流，剩下的部分是通過管道5進(jìn)入分離器6。同樣還引入分離器6的是在下文所述的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物，這股物料通過過管道7進(jìn)入分離器。在該工藝中苯的進(jìn)料流也是通過管道8引入分離器6中。 富丙烯進(jìn)料流通過管道2提供給烷基化反應(yīng)器，是能是不同流程的流出物來準(zhǔn)備的，如流化床催化裂解或熱解，通常包括不反應(yīng)的鏈烷烴，主要是丙烷，還有少量乙烷、丁烷。烯烴除了丙烯會導(dǎo)致副產(chǎn)品的產(chǎn)生在烷基化反應(yīng)生產(chǎn)異丙苯過程中，因此富丙烯進(jìn)料流通常含有至少99%的丙烯。經(jīng)管道8進(jìn)入反應(yīng)器的苯進(jìn)料流也是一股包含至少99.5%苯的高純度物流，經(jīng)?？梢詮囊环N芳烴抽提工藝的流出物得到。其他芳烴是有害的，他們的存在會導(dǎo)致副產(chǎn)品的產(chǎn)生，而且不反應(yīng)的芳烴也是一個(gè)問題，因?yàn)樵诜蛛x器6中是不能分離苯和未反應(yīng)芳烴的。因此，在該工藝中，流入分離器6的物流包括主要是苯、異丙苯、丙烷、二異丙苯和三異丙苯，較少量的石蠟(乙烷和丁烷)，芳烴(甲苯和二甲苯)，丁苯和丙烯低聚物。 在分離器6中，通過合適的閃蒸、分餾、吸收、和提純，就能從進(jìn)口組成中分離出幾股不同的物流。富丙烷流包括其他輕組分芳烴通過管道9回收；富苯流包括未反應(yīng)芳烴組分通過管道10回收；另一股富苯流通過管道3回收，一部分是通過管道3循環(huán)回烷基化反應(yīng)器1，另一部分是通過管道1供給烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器；富丁苯流通過管道12回收；異丙苯流通過管道13回收；丙烯低聚物產(chǎn)品通過管道14回收；二異丙苯和三異丙苯流是通過管道15回收。 通過管道15回收的二異丙苯和三異丙苯流與通過管道11回收的苯混合后送入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器16，其中包含了優(yōu)選的固體磷酸催化劑。從烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中得到的富異丙苯流通過管道7進(jìn)入分離器6。 該發(fā)明的詳細(xì)過程 丙烯和苯是這項(xiàng)生產(chǎn)異丙苯工藝的反應(yīng)物。通常從流體催化裂化裝置、熱解裝置、熱裂化裝置或其他煉油單元生成物中得到丙烯與丙烷的混合物。所以其他輕質(zhì)烷烴化合物，如乙烷、丁烷可能會有少量存在于富丙烯進(jìn)料流中，除了丙烯以外的烯烴化合物會產(chǎn)生烷基化芳烴而不是異丙苯，因?yàn)閾诫s了其他原料。一個(gè)典型的丙烯原料流的摩爾百百分比如下：0.10%乙烷、24.80%丙烷、74.95%丙烯、0.11%異丁烷、0.01%正丁烷和0.03%丁烯。該工藝需要超過99.5%的高純度苯，以防止副反應(yīng)，消除分離額外的苯的消耗和避免在該工藝中加熱非芳香族組分。一個(gè)典型的苯原料流是由芳烴抽提裝置提供的，且含有以下摩爾百分?jǐn)?shù)的組分：99.90%苯、0.05%甲苯、0.05%非芳香族化合物。在附圖中，該工藝的苯原料流引入分離器，當(dāng)然這股物料也可引入烷基化反應(yīng)器或烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。 在該工藝中烷基化反應(yīng)器的進(jìn)口物料由三股混合在一起的物料組成；新鮮富丙烯流，一部分如下文所描述的烷基化反應(yīng)器流出物的循環(huán)流，和一股供給該工藝作為新鮮進(jìn)料的富苯流，更好的是，利用如下文所描述的回收的富苯流。烷基化反應(yīng)器的操作條件包括入口溫度約為150-260C，首選溫度約195-215C；約20到60大氣壓力；每體積/小時(shí)的凈流出物使用大約0.2到2.0體積的催化劑；每一摩爾丙烯進(jìn)入烷基化反應(yīng)器需要大約2到6摩爾從回收富苯流中得到的苯，在進(jìn)料中苯與丙烯首選的摩爾比率大約是3；每一摩爾的丙烯進(jìn)入烷基化反應(yīng)器需要1到100摩爾循環(huán)物流中的苯，在進(jìn)料中循環(huán)苯與丙烯的首選的摩爾比率是3到20。本工藝可由一個(gè)或多個(gè)反應(yīng)器串聯(lián)或并聯(lián)組成，流動方向可以是向下、向上、徑向、或其他方向。在本發(fā)明的構(gòu)思中，反應(yīng)器的配置設(shè)計(jì)沒有任何限制。 本發(fā)明可使用任何常規(guī)或易得的烷基化催化劑。這種催化劑通常描述為酸性催化劑，也可以是同構(gòu)或異構(gòu)催化劑品種。因此，催化劑可以是一種負(fù)載型或非負(fù)載型酰基化反應(yīng)的金屬鹵化物，例如無水氯化鋁、氯化鐵、氯化錫、氟化硼、氯化鋅等。某些無機(jī)酸，特別是硫酸、氫氟酸、磷酸，催化烷基化反應(yīng)的能力很強(qiáng)，這些催化劑如包含少于10wt%水的硫酸，至少含有83%濃度的氫氟酸，或液態(tài)無水氟化氫都非常實(shí)用。酸性無機(jī)氧化物包括某些晶體鋁硅酸鹽或沸石，尤其是酸性提取的絲光沸石和Y型沸石，在這項(xiàng)工藝?yán)锒际欠浅Ｓ杏玫拇呋瘎? 本發(fā)明特別注意的是一種使用固體磷酸催化劑的烷基化反應(yīng)。因此用于本發(fā)明思路的固體磷酸催化劑可由含磷物與酸混合制備，如正磷酸，焦磷酸或四磷酸和磨碎的，普通硅質(zhì)的固體載體(如硅藻土，硅土，活化的粘土等)形成黏稠物。然后將黏稠物在約低于500C下煅燒，產(chǎn)生一個(gè)團(tuán)狀固體，然后磨碎至網(wǎng)眼大小的顆粒。如果進(jìn)行煅燒溫度高于400C，可能要在200C到350C之間再水化催化劑顆粒。，通常是260C，這樣才能產(chǎn)生催化烷基化活性的酸成分。催化劑制備過程可能不同，因?yàn)閷こ砦镬褵罂墒褂脭D壓，造粒的方法使之變?yōu)轭w粒狀，如果有必要，再水化。主要部分是磷酸，小部分是硅質(zhì)載體，且至少含有和焦磷酸一樣多水分的固體磷酸催化劑在本工藝中是最好的選擇。本發(fā)明首選的是含有約50-75%重量磷酸的烷基化催化劑。對于固體磷酸催化劑的進(jìn)一步描述可在US. Pat. No. 1933513中查到。 烷基化反應(yīng)器的流出物分成兩股流出，第一股為循環(huán)流，第二股為凈流出物。本發(fā)明的一個(gè)重要思路是將一部分烷基化反應(yīng)器的流出物循環(huán)至反應(yīng)器入口，與富丙烯流，循環(huán)富苯流混合形成如上文所說的烷基化反應(yīng)器的進(jìn)料流。烷基化反應(yīng)器流出物的組成主要是苯、相對較少的丙烷、異丙苯、二異丙苯和三異丙苯，和更少量的丁苯、丙烯、低聚物、未反應(yīng)的芳香族化合物等等。丙烯在烷基化反應(yīng)器中本質(zhì)上是100%反應(yīng)的，同時(shí)流出物中苯占50%摩爾百分比，最好是60%到80%。因此，循環(huán)一部分流出物至反應(yīng)器入口能提高反應(yīng)器內(nèi)苯/丙烯比。 烷基化反應(yīng)器內(nèi)苯/丙烯比的提高能帶來很多好處，包括： 1) 稀釋的丙烯與苯分子的分子有利于形成異丙苯(異丙基苯)和限制丙烯低聚物的形成； 2) 苯/丙烯比大于一意味著存在過剩的苯，它可以充當(dāng)一個(gè)冷卻劑吸收烷基化反應(yīng)產(chǎn)生的熱量，并限制因反應(yīng)器內(nèi)溫度升高而導(dǎo)致的丙烯低聚物的形成，固體碳?xì)浠衔锍练e在催化劑內(nèi)。 在先前工藝中，從烷基化反應(yīng)器的入口到出口溫度升高約20-40C，是典型的沒有采取散熱，在本工藝中，適當(dāng)增加循環(huán)流的流量，就能獲得相近或者更低的溫升。 循環(huán)流能通過冷卻設(shè)備間接冷卻至溫度約為150-260C，如水冷換熱器、空氣冷卻換熱器，或另一個(gè)烴流作為冷卻劑的換熱器。即，基本上與反應(yīng)器入口進(jìn)料流溫度相當(dāng)，或者循環(huán)流不經(jīng)冷卻與丙烯進(jìn)料流，循環(huán)苯流混合，混合形成的烷基化反應(yīng)器進(jìn)料流能達(dá)到一個(gè)適當(dāng)溫度約為150-260C，最好是約為195-215C。此外，第三部分反應(yīng)器流出物可以通過如上所述的類似的冷卻方式間接冷卻至大約35-150C。然后在合適的時(shí)候輸入反應(yīng)器充當(dāng)冷卻劑，防止溫度過度升高。當(dāng)使用的烷基化催化劑是負(fù)載型催化劑，例如固體磷酸，可以將催化劑床劃分為若干連續(xù)的獨(dú)立床，然后將一部分冷卻劑在各個(gè)催化床之間傳遞來確定合適的冷卻點(diǎn)。更好的操作方法是，將一部分烷基化反應(yīng)器流出物冷卻到約35-95C，然后引入到反應(yīng)混合物作為至少兩個(gè)連續(xù)催化床的冷卻介質(zhì)，且要引入足夠的數(shù)量使反應(yīng)混合物在進(jìn)入最后一個(gè)催化床之前降低4C。 隨著烷基化反應(yīng)器的流出物再循環(huán)至烷基化反應(yīng)器入口的增加，烷基化反應(yīng)器中的異丙苯的濃度也會增加，從而提供更多的潛在可能多烷基化的苯的產(chǎn)品，導(dǎo)致二異丙苯和三異丙苯的產(chǎn)量與先前工藝相比增加了。而二異丙苯和三異丙苯在先前的工藝中通常是不到5%的摩爾百分?jǐn)?shù)與異丙苯產(chǎn)品相比，該工藝能達(dá)到5%到20%摩爾百分?jǐn)?shù)或更多。 丙烷、丁烷、苯、異丙苯在烷基化反應(yīng)器流出物中占90%到95%摩爾百分比，而甲苯、丁苯、二異丙苯和三異丙苯、微量丙烯低聚物和其他組分只占5%到10%摩爾百分?jǐn)?shù)。凈烷基化流出物單獨(dú)或與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)器流出物混合后送入分離器，其中通過分餾、吸收、提純，和閃蒸，所需的組分在較少能耗的分離條件下分離。從分離器提取到的產(chǎn)品流包括富丙烷流、異丙苯流、富丁苯流、丙烯低聚物流和殘留苯流，最后指出的殘留苯流是為了移除許多沸點(diǎn)在丙烷和異丙苯之間的未烷基化組分。 本發(fā)明的概念并不受限于特定組合的分離步驟，然而過剩苯和異丙苯的分離目前最經(jīng)濟(jì)的方法是分餾，苯和輕組分為塔頂餾分，異丙苯和重組分為塔底餾分。過剩苯的分離在先前工藝中有相對較大的資本和能耗需求，因?yàn)榕c本工藝相比，之前的工藝需要將更多的過剩苯與異丙苯分離開來。苯/異丙苯摩爾比率在先前工藝流程的反應(yīng)器凈流出物中大約是6.5，然而這一比率在本工藝的烷基化反應(yīng)器中是恒定的，大約2到5。從烷基化反應(yīng)器流出物中分離出過剩的苯可以作為產(chǎn)品流回收，但最好是第一部分作為富苯流循環(huán)至烷基化反應(yīng)器入口，第二個(gè)部分是輸送到烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，與從分離器中分離和回收的二異丙苯和三異丙苯混合。苯、二異丙苯和三異丙苯的混合物輸入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中，在其中反應(yīng)物結(jié)合生成異丙苯。 本發(fā)明的發(fā)明過程未被烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中催化劑所限制。各種各樣的催化劑已知一個(gè)熟練的藝術(shù)，如在US. Pat. No. 3200163號中描述的無機(jī)氧化物催化劑三氟化硼，在US. Pat. No. 3551510號中描述的酸晶體提取的硅酸鹽催化劑?；蛘呤荱S. Pat. No. 3205277號中提到的含氟難溶無機(jī)氧化物。首選為本發(fā)明的烷基轉(zhuǎn)移催化劑是固體磷酸催化劑，采用與上文用于烷基化反應(yīng)器的催化劑相似的方法制備，但不同的是這種固體磷酸催化劑包含70%至90%質(zhì)量百分?jǐn)?shù)的磷。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器可能配備換熱器，折流，托盤，加熱器，泵，等。反應(yīng)器最好是絕熱型的，這不是限制反應(yīng)器的設(shè)計(jì)或配置。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)條件可能變化相對廣泛，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)可能受影響的溫度從35-370C，壓力從大約15-200個(gè)大氣壓，苯/異丙苯的摩爾比率從大約4至16，并且反應(yīng)器流出物的液體空速從0.1-20。運(yùn)用了更好的固體磷酸催化劑，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)條件溫度可以包括175-290C，大約20到40的大氣壓，苯/異丙苯的摩爾比率約4到16，并且反應(yīng)器流出物的液體空速從0.5到5.0。如上文所述，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物輸入分離器。 我認(rèn)為我的發(fā)明： 1. 是一項(xiàng)生產(chǎn)異丙苯的工藝，包括以下步驟： a. 丙烯與過量的苯在烷基化催化劑存在下，在適合發(fā)生烷基化反應(yīng)的條件下，在烷基化反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)； b. 將上述反應(yīng)器的流出物按組成分成至少兩部分； c. 將其中的一部分流出物循環(huán)至上述反應(yīng)器； d. 將另一部分流出物和上文所提到的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物輸入分離器中； e. 將分離器流出的混合物分離成富苯流、異丙苯流、富二異丙苯和三異丙苯流； f. 將上述最后一股物料流在烷基轉(zhuǎn)移催化劑存在下，在烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器內(nèi)發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，以得到額外的異丙苯； g. 將上述反應(yīng)器的流出物輸入到分離器中； h. 將至少一部分從分離器得到的富苯流輸送到烷基化反應(yīng)器中； i. 從分離器中收集異丙苯產(chǎn)品。 2. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是步驟(a)中與丙烯反應(yīng)的苯要輸送給分離器； 3. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是步驟(f)中至少一部分反應(yīng)物苯要輸送給分離器，然后輸送給烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器； 4. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是步驟(a)，步驟(f)中反應(yīng)物苯要輸送給分離器； 5. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是至少一部分從分離器得到的富苯流要輸送給烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器； 6. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是烷基化催化劑必須是固體磷酸催化劑； 7. 第一條中的方法更詳細(xì)的闡述是烷基轉(zhuǎn)移催化劑必須是固體磷酸催化劑； 8. 第一條中的方法更詳細(xì)的闡述是烷基化催化劑是含有50%到75%質(zhì)量分?jǐn)?shù)的磷的固體磷酸催化劑，烷基轉(zhuǎn)移催化劑是含有70%到90%的磷的固體磷酸催化劑； 9. 第一條中的方法更詳細(xì)的闡述是在烷基化反應(yīng)器中苯與丙烯的摩爾比是從大約2:1到大約6:1，不包括循環(huán)的烷基化反應(yīng)器流出物； 10. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是在烷基化反應(yīng)器中的固體磷酸催化劑至少要分成兩個(gè)連續(xù)的催化床，第三部分烷基化反應(yīng)器流出物需降溫至大約35C到150C之間，然后充當(dāng)冷卻劑引入到在至少兩個(gè)連續(xù)催化床之內(nèi)的反應(yīng)混合物中； 11. 第一條中的工藝的更詳細(xì)的特點(diǎn)是第一部分烷基化反應(yīng)器流出物需降溫至大約150C到260C之間。