專利名稱：帶有直接再循環(huán)的芳香族烷基化過程的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及芳香族底物(substrate)在反應(yīng)器中的烷基化，更具體地涉及將部分產(chǎn)物再循環(huán)至反應(yīng)器的苯的乙基化，該反應(yīng)器是在苯處于液相或超臨界相的條件下操作。
背景技術(shù)：
對諸如苯或烷基苯等芳香族底物進(jìn)行烷基化，生成烷基苯或多烷基苯是本技術(shù)領(lǐng)域中眾所周知的。比如，苯和乙烯在分子篩催化劑上的烷基化是眾所周知的乙苯制造方法。通常，烷基化反應(yīng)是在多級反應(yīng)器中進(jìn)行的，其包括乙烯和苯的級間注入，該反應(yīng)器的產(chǎn)物中包括單烷基和多烷基苯的混合物。當(dāng)然，主要的單烷基苯是理想的乙苯產(chǎn)物。多烷基苯包括二乙苯，三乙苯和二甲苯。
在許多情況下，使烷基化反應(yīng)器與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器協(xié)同操作，通過多乙苯與苯的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)生成額外的乙苯是比較理想的。在流程圖中烷基化反應(yīng)器可與烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器相連，其中包括一個(gè)或多個(gè)中間分離級，以回收乙烯，乙苯和多乙苯。
烷基轉(zhuǎn)移也可以在初始烷基化反應(yīng)器中發(fā)生。這時(shí)，烷基化反應(yīng)器中乙烯和苯的級間注入不僅導(dǎo)致生成額外的乙苯，還能促進(jìn)烷基化反應(yīng)器中的烷基轉(zhuǎn)移，其中苯和二乙苯通過歧化反應(yīng)生成乙苯。
烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中可以應(yīng)用各種相條件。通常，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器在液相條件下操作，即苯和多乙苯處于液相的條件，烷基化反應(yīng)器在氣相條件下操作，即苯處于氣相的壓力和溫度條件。但是，如果要求烷基化反應(yīng)器生成最少的不希望有的副產(chǎn)品，則可以使用液相條件。
發(fā)明概述本發(fā)明提供了帶有烷基化產(chǎn)物部分再循環(huán)的芳香族底物烷基化過程。實(shí)施本發(fā)明時(shí)，應(yīng)用了包括分子篩芳香族烷基化催化劑的烷基化反應(yīng)區(qū)。含有芳香族底物和烷基化試劑的原料被引入烷基化反應(yīng)區(qū)中，并接觸其中的催化劑。烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件是能使芳香族底物在分子篩催化劑存在條件下有效地發(fā)生烷基化，生成烷基化產(chǎn)物并從烷基化反應(yīng)區(qū)取出。烷基化產(chǎn)物通常包括芳香族底物和單烷基化與多烷基化芳香族組分的混合物。從烷基化反應(yīng)區(qū)取出的產(chǎn)物被分成兩部分。烷基化產(chǎn)物的第一部分被再循環(huán)回到烷基化反應(yīng)區(qū)，與芳香族底物和烷基化試劑一起被輸送至烷基化反應(yīng)區(qū)。烷基化產(chǎn)物的第二部分被輸送至合適的回收區(qū)，在該回收區(qū)從未反應(yīng)的芳香族底物中分離烷基化芳香族組分。
在正常操作過程中，有相當(dāng)部分的烷基化產(chǎn)物被再循環(huán)回到烷基化反應(yīng)區(qū)中。優(yōu)選被再循環(huán)的第一部分與被輸送至回收區(qū)的第二部分的重量比至少是1∶1，更優(yōu)選至少是2∶1。通常，第一部分與第二部分的重量比上限約為5∶1，優(yōu)選上限為10∶1。
在本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式中，烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)芳香族底物處于液相或超臨界相。在特別優(yōu)選的實(shí)施方式中，芳香族底物處于超臨界相。
本發(fā)明的特定方面中該芳香族底物是苯，烷基化劑是乙烯，烷基化反應(yīng)區(qū)中的分子篩催化劑包括“沸石β”。優(yōu)選的沸石β烷基化催化劑是稀土改性的沸石β，更具體地說是鑭改性的沸石β或鈰改性的沸石β。
烷基化反應(yīng)區(qū)中可以包括單個(gè)催化劑床或者多個(gè)催化劑床。優(yōu)選烷基化反應(yīng)區(qū)的單個(gè)催化劑床中至少含有主要部分的烷基化催化劑。應(yīng)用多個(gè)催化劑床時(shí)，烷基化反應(yīng)產(chǎn)物的再循環(huán)部分被再分成次級產(chǎn)物，其中，一個(gè)次級產(chǎn)物被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)區(qū)的入口處，另一個(gè)次級產(chǎn)物被引入催化劑床之間的烷基化反應(yīng)區(qū)中。
在本發(fā)明的另一方面中，包括烷基化反應(yīng)區(qū)和烷基轉(zhuǎn)移區(qū)的整體過程中應(yīng)用了上述再循環(huán)過程。在本發(fā)明的特定實(shí)施方式中，含有苯和C2-C4烷基化試劑的原料被輸送至烷基化反應(yīng)區(qū)，在液相或超臨界相條件下操作，生成含有苯和單烷基與多烷基苯的混合物的烷基化產(chǎn)物。從烷基化反應(yīng)區(qū)回收的第一部分烷基化產(chǎn)物如上所述被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)區(qū)。第二部分被供應(yīng)至中間回收區(qū)，用于回收烷基苯和回收包括二烷基苯的多烷基化芳香族組分。至少部分多烷基化芳香族組分被輸送至含有分子篩烷基轉(zhuǎn)移催化劑和苯的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)。優(yōu)選烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)的操作條件能使多烷基化芳香族物質(zhì)發(fā)生歧化反應(yīng)，生成降低了二烷基苯含量和提高了烷基苯含量的歧化產(chǎn)物。優(yōu)選在分離和回收區(qū)中從烷基化產(chǎn)物中回收的苯被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)區(qū)。
附圖簡要說明附

圖1所示為本發(fā)明烷基化/烷基轉(zhuǎn)移過程的理想化示意框圖。
附圖2所示為本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式的示意圖，其中包括獨(dú)立的并聯(lián)烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，以及用于分離和再循環(huán)組分的中間多級回收區(qū)。
附圖3所示為包括單個(gè)催化劑床的烷基化反應(yīng)區(qū)，帶有部分反應(yīng)器產(chǎn)物再循環(huán)的示意圖。
附圖4所示為改進(jìn)型烷基化反應(yīng)器，其包括兩個(gè)催化劑床，部分再循環(huán)產(chǎn)物被直接輸送至催化劑床之間的示意圖。
附圖5所示為苯速率和烷基化反應(yīng)器所用原料的苯/乙烯摩爾比的圖。
附圖6所示為試驗(yàn)中使用催化劑床的百分率的圖。
附圖7是乙苯產(chǎn)率對反應(yīng)器時(shí)間的圖。
附圖8是烷基化反應(yīng)器操作時(shí)間內(nèi)乙苯產(chǎn)率對二乙苯產(chǎn)率的圖。
附圖9是烷基化反應(yīng)器操作時(shí)間內(nèi)丙苯產(chǎn)率對丁苯產(chǎn)量的圖。
附圖10是烷基化反應(yīng)器操作時(shí)三乙苯產(chǎn)率對時(shí)間的圖。
附圖11是反應(yīng)器生成的重質(zhì)副產(chǎn)品產(chǎn)率作為時(shí)間函數(shù)的圖。
發(fā)明的具體說明本發(fā)明涉及烷基化反應(yīng)中苯等芳香族底物在分子篩烷基化催化劑上的烷基化，以及使烷基化反應(yīng)器生成的部分產(chǎn)物再循環(huán)直接回到烷基化反應(yīng)器中。烷基化反應(yīng)器的操作條件能控制并使烷基化反應(yīng)區(qū)中的副產(chǎn)品產(chǎn)量最少。被輸送至烷基化反應(yīng)區(qū)的原料中包括作為主要組分的苯和作為次要組分的乙烯。通常，將苯和乙烯流體混合，形成苯-乙烯混合物進(jìn)入反應(yīng)區(qū)。在被引入反應(yīng)區(qū)之前或之后與乙烯混合的苯流體應(yīng)當(dāng)是比較純凈的流體，只含有非常少量的污染物。苯流體中應(yīng)當(dāng)含有至少95重量％的苯。優(yōu)選苯流體含有至少98重量％的苯，和只有痕量的甲苯，乙苯，與無法輕易從苯中分離的C7脂肪族化合物。烷基化反應(yīng)區(qū)可以在氣相條件下操作，但是優(yōu)選在液相或超臨界相條件下操作。優(yōu)選烷基化反應(yīng)區(qū)在超臨界條件下操作，即苯的臨界壓力和臨界溫度以上的壓力和溫度條件。具體地說，烷基化反應(yīng)區(qū)中的溫度等于或高于310℃，壓力等于或高于550psia，優(yōu)選至少是600psia。優(yōu)選烷基化反應(yīng)器中的溫度保持在320-350℃范圍中的平均值，壓力在550-1600psia的范圍內(nèi)，更優(yōu)選是600-800psia。臨界相烷基化反應(yīng)是放熱的，從反應(yīng)器的入口到出口為正溫度梯度，其溫度增量通常在大約20-100℃的范圍內(nèi)。
使烷基化反應(yīng)區(qū)在超臨界范圍內(nèi)操作，能使苯-乙烯的摩爾比保持在比較低的水平，通常低于烷基化反應(yīng)區(qū)在液相條件下操作時(shí)的苯-乙烯摩爾比。在大多數(shù)情況下，苯-乙烯摩爾比在1-15的范圍內(nèi)。優(yōu)選至少在部分操作周期中，使苯/乙烯摩爾比保持在該范圍的較低值之內(nèi)，具體地說，苯-乙烯摩爾比小于10。因此，在超臨界相條件下操作能呈現(xiàn)氣相烷基化的苯-乙烯比保持較低的優(yōu)點(diǎn)，而不會(huì)出現(xiàn)形成副產(chǎn)品的問題，具體地說是形成二甲苯，這在氣相烷基化中是經(jīng)常碰到的情況。同時(shí)，在超臨界相條件下操作能呈現(xiàn)液相烷基化的副產(chǎn)品產(chǎn)率被控制在比較低水平的優(yōu)點(diǎn)。在超臨界相條件下操作所需要的壓力并不顯著高于液相烷基化中所需要的壓力，超臨界相中的苯起到溶劑的作用，能使分子篩催化劑保持干凈，并延遲導(dǎo)致催化劑失活的結(jié)焦。
參見附圖1所示本發(fā)明烷基化/烷基轉(zhuǎn)移過程的示意框圖。如附圖1中所示，含有乙烯和苯的混合物的產(chǎn)物流體經(jīng)管線1通過熱交換器2被輸送至單級或多級的烷基化反應(yīng)區(qū)3，其中苯對乙烯的摩爾比大約是1比15。烷基化反應(yīng)區(qū)3中優(yōu)選包括含有上述分子篩烷基化催化劑的并聯(lián)反應(yīng)器。烷基化反應(yīng)區(qū)3可以是蒸汽相或液相的，但是優(yōu)選其操作時(shí)的溫度和壓力條件能使烷基化反應(yīng)保持超臨界相，即苯處于超臨界狀態(tài)，其供料速率提供的空速能提高二乙苯的產(chǎn)量，而降低副產(chǎn)品的產(chǎn)量。優(yōu)選苯供料流體的空速在每個(gè)催化劑床為10-150小時(shí)-1LHSV的范圍內(nèi)，更具體地說是每個(gè)催化劑床為40-100小時(shí)-1LHSV。
烷基化反應(yīng)器3的產(chǎn)物經(jīng)管線4被輸送至分流閥5，將烷基化產(chǎn)物分成兩部分。第一部分烷基化產(chǎn)物經(jīng)管線4a被再循環(huán)回到烷基化反應(yīng)器。第二部分烷基化產(chǎn)物經(jīng)管線4b被輸送至一個(gè)或多個(gè)蒸餾塔形式的中間苯分離區(qū)6。通過管線8回收苯，通過管線1被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)器。苯分離區(qū)6的塔底餾分中包括乙苯和多乙苯等多烷基苯，所述塔底餾分經(jīng)管線9被輸送至乙苯分離區(qū)10。乙苯分離區(qū)中也同樣包括一個(gè)或多個(gè)串聯(lián)蒸餾塔。通過管線12回收乙苯，以備它用，比如制造苯乙烯。乙苯分離區(qū)10的塔底餾分中含有多乙苯，主要是二乙苯，該塔底餾分經(jīng)管線14被輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器16。通過管線18將苯輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)優(yōu)選在液相條件下操作，其中包括分子篩催化劑，優(yōu)選是沸石-Y，其孔徑通常大于烷基化反應(yīng)區(qū)中所用分子篩的孔徑。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)的產(chǎn)物經(jīng)管線20被再循環(huán)至苯分離區(qū)6。
參見附圖2所示更具體的適用系統(tǒng)，其中包括多級中間回收區(qū)，用于分離和再循環(huán)烷基化與烷基轉(zhuǎn)移過程中涉及的組分。如附圖2中所示，以新鮮乙烯和新鮮苯作為進(jìn)料流體，乙烯通過管線31輸送入，苯通過管線32輸送入。經(jīng)管線32輸送的新鮮苯流體是高純度的，含有至少98重量％，優(yōu)選約為99重量％的苯，以及不超過1重量％的其他組分。通常，新鮮苯流體中含有約99.5重量％的苯，小于0.5％的乙苯，和痕量的非芳香族物質(zhì)和甲苯。管線32中具有預(yù)加熱器34，加熱包括新鮮和再循環(huán)苯的苯流體至烷基化反應(yīng)要求的溫度。原料流體通過兩通，三位置閥36和入口管線30被輸送到達(dá)一個(gè)或兩個(gè)并聯(lián)液相或臨界相烷基化反應(yīng)器38與38a的頂部，這兩個(gè)反應(yīng)器中每一個(gè)含有所要求的分子篩烷基化催化劑。對于超臨界相操作，反應(yīng)器的操作溫度優(yōu)選在310-350℃入口溫度的范圍內(nèi)，壓力條件約為550到1000psia，使苯保持臨界相。對于液相操作，溫度通常在150-300℃的范圍內(nèi)，壓力在450-1000psia的范圍內(nèi)。
在附圖2所示系統(tǒng)的正常操作中，反應(yīng)區(qū)38和38A在大部分操作周期中都以并聯(lián)模式操作，同時(shí)發(fā)揮作用。這時(shí)，調(diào)節(jié)閥36，使管線30中的輸入流體大致被分成兩股，而提供給兩個(gè)反應(yīng)器的流量大致相等?？梢灾芷谛缘厥挂粋€(gè)反應(yīng)器停止操作，以再生催化劑。然后調(diào)節(jié)閥36，使管線30輸送的所有原料流體都供給反應(yīng)器38，同時(shí)反應(yīng)器38A中的催化劑進(jìn)行再生，反之亦然。以下將具體說明再生過程，但是再生過程通常在并聯(lián)烷基化模式用是在比反應(yīng)器以操作更短的時(shí)間內(nèi)進(jìn)行的。反應(yīng)器38A中的催化劑完成再生之后，使該催化劑重新投入操作，在合適的時(shí)間，使反應(yīng)器38停止操作以進(jìn)行再生。在一個(gè)反應(yīng)器停止操作時(shí)，這種操作模式使單個(gè)反應(yīng)器以較低空速操作較長時(shí)間，以周期性的較高空速操作較短時(shí)間。舉例來說，在反應(yīng)器38和38A都投入生產(chǎn)的系統(tǒng)正常操作中，原料流體被輸送至每個(gè)反應(yīng)器，其空速約為10-45小時(shí)-1LHSV。當(dāng)反應(yīng)器38A停止操作時(shí)，原料速率沒有降低，反應(yīng)器38的空速大致倍增到50-90小時(shí)-1LHSV。反應(yīng)器38A完成再生時(shí)，被重新投入生產(chǎn)，則每個(gè)反應(yīng)器的原料流體空速重新降至10-45小時(shí)-1LHSV，直到反應(yīng)器38停止操作這一時(shí)刻為止，這時(shí)反應(yīng)器38A的流速增加，再次導(dǎo)致反應(yīng)器38中的暫時(shí)空速約為50-90小時(shí)-1LHSV。
從一個(gè)或兩個(gè)烷基化反應(yīng)器38和38A中流出的流體通過兩通，三位置出口閥44和輸出管線45被輸送至分流閥40，該閥類似于附圖1中所示閥5。第一部分烷基化產(chǎn)物經(jīng)管線41被再循環(huán)至一個(gè)或兩個(gè)烷基化反應(yīng)器38和38a，以下將具體說明。第二部分烷基化產(chǎn)物經(jīng)管線46被輸送至兩級苯回收區(qū)，其中包括作為第一級的初步分餾塔47。分餾塔47操作時(shí)能提供包括苯的輕質(zhì)塔頂餾分，它經(jīng)管線48被輸送至加熱器34的輸入側(cè)，與管線32中的苯混合，然后到達(dá)烷基化反應(yīng)器輸入管線30。含有苯，乙苯和多乙苯的重質(zhì)液體餾分經(jīng)管線50被輸送至苯分離區(qū)的第二級52。級47和52可以是任何適用形式的蒸餾塔，通常具有約20-60個(gè)級。塔52的塔頂餾分中含有殘余苯，它經(jīng)管線54被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)器入口處。因此，管線48和54對應(yīng)于附圖1中的輸出管線8。塔52的重質(zhì)塔底餾分經(jīng)管線56被輸送至次級分離區(qū)58，回收乙苯。塔58的塔頂餾分中含有比較純凈的乙苯，它通過管線60被輸送至儲(chǔ)罐或者任何合適的生產(chǎn)地點(diǎn)。舉例來說，乙苯可以作為苯乙烯裝置的原料流體，苯乙烯是通過乙苯脫氫而生成的。含有多乙苯，異丙苯和丁苯等重質(zhì)芳香族物質(zhì)，和少量乙苯的塔底餾分通過管線61被輸送至第三多乙苯分離區(qū)62。如下所述，管線61中具有配比閥63，它能將部分塔底餾分直接引向烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。塔62的塔底餾分中含有殘?jiān)?，它能?jīng)管線64被排出反應(yīng)過程，從而可以任何合適的方法進(jìn)一步使用。塔62的塔頂餾分中含有多烷基化芳香族組分(其中包括二乙苯，少量三乙苯和微量乙苯)，被輸送至在線烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)。與上述烷基化反應(yīng)器類似，通過包括閥67和68的入口與出口支管，配置了并聯(lián)的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器65和66。反應(yīng)器65和66可以同時(shí)投入生產(chǎn)，以并聯(lián)模式操作。或者，只使用一個(gè)烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進(jìn)行生產(chǎn)操作，而另一個(gè)反應(yīng)器進(jìn)行再生操作，目的是燒焦除去催化劑床上的結(jié)焦。通過使從塔58底部回收的乙苯量最少，能保持烷基轉(zhuǎn)移原料流體中的乙苯含量較低，從而促使烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)向有利于生成乙苯方向移動(dòng)。從塔62頂部排出的多乙苯餾分通過管線69輸送，并與經(jīng)由管線70輸送的苯混合。然后經(jīng)管線71將該混合物輸送至在線烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器65。優(yōu)選經(jīng)管線70輸送的苯原料具有較低的水含量，約為0.05重量％或以下。優(yōu)選降低水含量至大約0.02重量％或以下，更優(yōu)選至小于0.01重量％或以下。如上所述操作烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，使烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中的苯和烷基化苯處于液相。通常，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的操作條件是，其中的平均溫度約為65-290℃，平均壓力約為600磅/平方英寸。烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中使用的催化劑優(yōu)選是沸石Y。苯與多乙苯的重量比應(yīng)當(dāng)至少是1∶1，優(yōu)選在1∶1到4∶1的范圍內(nèi)。
離開烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的產(chǎn)物中含有苯，乙苯和含量降低的多乙苯，通過管線72被回收。在本發(fā)明的實(shí)施例中，管線72與輸入管線46相連，被再循環(huán)至所示初步分餾塔47。但是，從液相烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器流出的流體可以被輸送至任何一個(gè)或者兩個(gè)蒸餾塔47和52。
本發(fā)明另一個(gè)實(shí)施例將離開烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的產(chǎn)物直接輸送回到烷基化反應(yīng)器的入口處。因此，所有或部分烷基轉(zhuǎn)移流出物可以被再循環(huán)回到附圖2中所示的管線41。或者，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的所有產(chǎn)物被輸送至管線41，或者一部分被輸送至管線41，另一部分通過分流閥被輸送至管線46。本發(fā)明的實(shí)施例如附圖2A中所示，該圖2A表示出了對附圖2中烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器后輸出管線72的改進(jìn)。如圖所示，管線72通向兩通，兩位置閥72(a)。離開閥72(a)的產(chǎn)物可以通過管線72(b)被全部輸送至管線41，最后進(jìn)入烷基化反應(yīng)器38，38(a)中?；蛘?，閥72(b)的產(chǎn)物可以被分成所需比例的兩股流體，一部分經(jīng)管線72b被輸送至管線41，另一部分經(jīng)管線72c被輸送至管線46。
關(guān)于分離系統(tǒng)的操作，一種操作模式是，乙苯分離塔58的全部塔底餾分被輸送至第三分離塔62，然后該區(qū)的塔頂餾分被輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。這種操作模式的優(yōu)點(diǎn)是，烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中的催化劑在催化劑再生以提高催化活性之間的周期比較長。本發(fā)明另一種操作模式的優(yōu)點(diǎn)是，能將離開乙苯分離塔58的部分產(chǎn)物通過閥63直接輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。
如附圖2中所示，離開第二分離區(qū)58的部分塔底組分繞過塔62，經(jīng)閥63和管線88被直接輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器65。離開乙苯塔的第二部分塔底餾分通過閥63和管線90被輸送至第三分離塔62。離開塔62的塔頂餾分與管線88中的旁路流出物混合，形成的混合物經(jīng)由管線67被輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。在這種操作模式中，離開塔58的大量塔底產(chǎn)物能被直接輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，繞過多乙苯塔62。通常，經(jīng)由管線88被直接輸送至烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的第一部分與最初經(jīng)由管線90被輸送至多乙苯的第二部分的重量比在大約1∶2到2∶1的范圍內(nèi)。但是，該相對含量可以取自更寬的范圍，第一部分與第二部分的重量比約為1∶3到3∶1。
本發(fā)明中所用的烷基化反應(yīng)器可以是苯烷基化過程中常用的多級反應(yīng)器，或者可以采用單級反應(yīng)器形式，或者在反應(yīng)器中具有多個(gè)但有限數(shù)量的催化劑床。在本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式中，烷基化反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)是，烷基化催化劑位于反應(yīng)器中的單個(gè)催化劑床中，或者主要部分的烷基化催化劑位于反應(yīng)器中的單個(gè)催化劑床中。使用單個(gè)催化劑床或者有限數(shù)量催化劑床的本發(fā)明反應(yīng)器在操作時(shí)，能夠通過控制反應(yīng)放熱使該反應(yīng)保持液相或者超臨界相，這與在催化劑級之間注入乙烯作為驟冷流體所實(shí)現(xiàn)的效果類似。
參見附圖3所示其結(jié)構(gòu)適用于本發(fā)明的單級反應(yīng)器。如附圖3中所示，反應(yīng)器91是其中具有催化劑床92的單級反應(yīng)器，具有輸入壓力通風(fēng)口93和輸出壓力通風(fēng)口94。從反應(yīng)器底部回收的部分產(chǎn)物經(jīng)再循環(huán)管線96被再循環(huán)至輸入管線95，并在輸入壓力通風(fēng)系統(tǒng)93處被引入反應(yīng)器中。額外的乙烯和苯經(jīng)由管線96被輸送至反應(yīng)器的入口處。
附圖4所示是多級反應(yīng)器97，其中具有初始催化劑床98，下層催化劑床99，和位于上下層催化劑床之間的內(nèi)部壓力通風(fēng)室100。在附圖4中，從反應(yīng)器97底部回收的再循環(huán)部分的烷基化產(chǎn)物經(jīng)管線102被輸送至分流閥103，被分成兩個(gè)子部分。一個(gè)子部分經(jīng)由管線105被輸送至中間壓力通風(fēng)室100，另一個(gè)子部分產(chǎn)物經(jīng)由管線106被輸送至反應(yīng)器的輸入壓力通風(fēng)口107。含有苯和乙烯混合物的新鮮原料經(jīng)由管線108被輸送至反應(yīng)器輸入通風(fēng)口107，經(jīng)由管線109也被輸送至中間通風(fēng)室100。
在附圖4所示的實(shí)施方式中，反應(yīng)器床98中含有比下層反應(yīng)器床99明顯更多的催化劑，這時(shí)經(jīng)由管線106輸送的再循環(huán)流體量成比例地大于經(jīng)由管線105輸送的那部分再循環(huán)流體。但是，床98和99中的催化劑體積可以大致相同，這時(shí)，分別經(jīng)由管線105和106被循環(huán)至反應(yīng)器的兩個(gè)子部分大致相等。
使用多級反應(yīng)器時(shí)，其中可以包括兩個(gè)以上的催化劑床，并在連續(xù)催化劑床之間具有再循環(huán)流體的級間注入。操作原理是相同的，與使用多個(gè)催化劑床或單個(gè)催化劑床無關(guān)。但是，本發(fā)明提供的明顯優(yōu)勢在于，由于應(yīng)用了上述再循環(huán)流體，所以使用單床烷基化反應(yīng)器能夠獲得與使用具有多個(gè)反應(yīng)器床的多級反應(yīng)器類似的結(jié)果。
烷基化反應(yīng)區(qū)和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)中所用的分子篩催化劑可以是相同或不同的，但是如下所述，通常優(yōu)選使用不同的分子篩。液相或臨界相烷基化反應(yīng)器中所用的分子篩催化劑通常具有大于硅質(zhì)巖等催化劑的孔徑，后者可用于蒸汽相烷基化過程中。在這方面，如硅質(zhì)巖等小孔徑到中等孔徑的分子篩在液相或臨界相條件下不會(huì)表現(xiàn)出很好的烷基化活性。因此，在臨界相條件下使用高氧化硅-氧化鋁比的硅質(zhì)巖分子篩使苯乙基化時(shí)，該催化劑幾乎沒有活性。但是，在將反應(yīng)器條件轉(zhuǎn)變成苯處于氣相狀態(tài)的氣相條件時(shí)，相同的催化劑表現(xiàn)出很好的烷基化活性。
雖然沸石Y催化劑可以被用于烷基化反應(yīng)器中，但是臨界相烷基化反應(yīng)器中所用分子篩催化劑優(yōu)選為沸石β催化劑，可以是傳統(tǒng)的沸石β或者是以下經(jīng)過改性的各種沸石β。沸石β催化劑通常被制成大約1/8英寸或以下的擠出粒料，其中使用氧化硅或氧化鋁作為粘合劑。優(yōu)選粘合劑為氧化硅，它能使催化劑具有優(yōu)于傳統(tǒng)氧化鋁粘合劑所制成沸石β的失活和再生特征。典型的催化劑配方中可以包括約20重量％的粘合劑和約80重量％的分子篩。
烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器中所用催化劑通常采取沸石Y催化劑的形式，比如沸石Y或超穩(wěn)定沸石Y。如上所述，沸石Y型分子篩也可用于臨界相烷基化反應(yīng)器中，但是通常使用沸石β型催化劑。
各種Y和β型沸石本身是本領(lǐng)域中眾所周知的。比如，沸石Y公開在Ward的美國專利4185040中，沸石β公開在授權(quán)于Wadlinger的美國專利3308069和授權(quán)于Calvert等人的美國專利4642226中。
液相或臨界相烷基化反應(yīng)器中所用的沸石β可以是傳統(tǒng)的沸石β，或者是如下文所具體描述的各種改性沸石β。優(yōu)選在臨界相烷基化中使用改性沸石β。本發(fā)明中所用沸石β可以是高氧化硅/氧化鋁比的沸石β，稀土鑭系元素改性的沸石β，具體地說是鈰或鑭改性的沸石β，或者是下文所述的ZSM-12改性沸石β。
沸石β的基本制備過程是本領(lǐng)域技術(shù)人員眾所周知的。這些過程公開在上述授權(quán)于Wadlinger等人的美國專利3308069和授權(quán)于Calvert等人的美國專利4642226，以及授權(quán)于Reuben的歐洲專利出版物159846中，其公開內(nèi)容在此都作為參考文獻(xiàn)。制備的沸石β可以具有低鈉含量，即以Na2O表示小于0.2重量％，通過離子交換處理，鈉含量可以進(jìn)一步被降至0.02重量％左右。
如以上授權(quán)于Wadlinger等人和Calvert等人的美國專利中所述，可以通過含有氧化硅，氧化鋁，鈉或其他烷基金屬氧化物，和有機(jī)母體試劑的反應(yīng)混合物的水熱溶解制備沸石β。典型的水熱溶解條件包括溫度為從略低于水在大氣壓下的沸點(diǎn)到大約170℃，壓力等于或大于水在此溫度時(shí)的蒸汽壓。適度攪拌反應(yīng)混合物約一天到幾個(gè)月，達(dá)到要求程度的結(jié)晶，形成沸石β。制得沸石β的特征是，氧化硅與氧化鋁的摩爾比(表示為SiO2/Al2O3)在大約20和50之間。
然后將沸石β與銨離子在不控制pH的條件下進(jìn)行離子交換。優(yōu)選使用無機(jī)銨鹽的水溶液作為離子交換介質(zhì)，比如硝酸銨。銨離子交換處理之后，過濾，洗滌并干燥沸石β，然后在大約530和580℃之間的溫度下煅燒兩小時(shí)或更長時(shí)間。
可以用晶體結(jié)構(gòu)對稱性和x射線衍射圖譜對沸石β進(jìn)行表征。沸石β是中等孔徑的分子篩，孔徑約為5-6埃，含有12元環(huán)通道系統(tǒng)。沸石β具有四方對稱性P4122，a＝12.7，c＝26.4埃(W.M.Meier和D.H.Olson Butterworth，沸石結(jié)構(gòu)類型圖冊，Heinemann，1992，第58頁)；ZSM-12通常具有單斜對稱性。沸石β的孔通常是沿著001晶面的圓形，直徑約為5.5埃，和沿著100晶面的橢圓形，直徑約為6.5和7.6埃。沸石β進(jìn)一步描述在如Higgins等人著的“沸石β的結(jié)構(gòu)拓?fù)鋵W(xué)”，沸石，1988，第8卷，11月刊，第446-452，其全部公開內(nèi)容在此作為參考文獻(xiàn)。
實(shí)施本發(fā)明時(shí)所用的沸石β配方可以基于如上述授權(quán)于Calvert等人的專利中所公開的傳統(tǒng)沸石β，上述授權(quán)于Shamshoum等人的歐洲專利出版物507761中公開的如鈰促進(jìn)沸石β或鑭改性沸石β等鑭化物系列促進(jìn)的沸石β，或者授權(quán)于Ghosh的美國專利5907073中所公開的通過ZSM-12晶體共生而改性的沸石β。關(guān)于適用于本發(fā)明的沸石β制造過程的進(jìn)一步描述，參見上述授權(quán)于Wadlinger的美國專利3308069，授權(quán)于Calvert的美國專利4642226，授權(quán)于Ghosh的美國專利5907073，和授權(quán)于Shamshoumd的歐洲專利出版物507761，上述全部公開內(nèi)容在此都作為參考文獻(xiàn)。
可以用氧化硅/氧化鋁比大于常用的沸石β實(shí)施本發(fā)明。比如，授權(quán)于Kennedy的歐洲專利出版物186447中公開，可以通過汽蒸過程對煅燒的沸石β進(jìn)行脫鋁酸鹽，從而提高沸石中的氧化硅/氧化鋁比。因此，如Kennedy所公開，在大氣壓下，以650℃和100％的水蒸氣對氧化硅/氧化鋁比為30∶1的煅燒沸石β進(jìn)行24小時(shí)的汽蒸處理。制得催化劑的氧化硅/氧化鋁比約為228∶1，然后對其進(jìn)行酸洗過程之后制得沸石β的該比值為250∶1。可以對上述各種沸石β進(jìn)行萃取處理，用硝酸從沸石β結(jié)構(gòu)中萃取出鋁。開始時(shí)對沸石β進(jìn)行酸洗，得到氧化硅/氧化鋁比值較高的沸石β。然后通過離子交換使進(jìn)入沸石結(jié)構(gòu)中。隨后不應(yīng)進(jìn)行酸洗，否則會(huì)從沸石中清除鑭。
授權(quán)于Shamshoum等人的歐洲專利507761中公開了相同的過程，使鑭進(jìn)入沸石β中，能夠制得本發(fā)明中所用的鈰促進(jìn)沸石β。于是，可將硝酸鈰溶解在去離子水中，在按照歐洲專利507761中所述規(guī)程使鑭通過離子交換進(jìn)入沸石β之后，添加至沸石β在去離子水中形成的懸浮體中。離子交換過程之后，從溶液中過濾出經(jīng)過鈰交換的沸石β，用去離子水洗滌，然后在110℃的溫度下干燥。用鋁或硅粘合劑模塑粉末狀鈰交換沸石β，然后擠出成粒料狀。
在實(shí)施本發(fā)明的試驗(yàn)性操作時(shí)，臨界相條件下乙烯和苯的反應(yīng)是在單級烷基化反應(yīng)器中進(jìn)行的。所操作的反應(yīng)器如附圖3所示單級反應(yīng)器進(jìn)行進(jìn)行實(shí)驗(yàn)室模擬。在進(jìn)行試驗(yàn)操作時(shí)，使用氧化硅/氧化鋁比為150而且鈰/鋁原子比為0.75的鈰促進(jìn)沸石β。使用氧化硅粘合劑形成催化劑。
該鈰促進(jìn)沸石β在再循環(huán)反應(yīng)器中操作約16周。在測試過程中，該反應(yīng)器的入口溫度約為315±5℃，反應(yīng)器出口處的溫度約為330±10℃，結(jié)果穿過反應(yīng)器的溫度增量約為15-25℃。反應(yīng)器操作時(shí)的入口壓力約為595-600PSIG，穿過反應(yīng)器上的壓力梯度僅為每平方英寸幾磅。
反應(yīng)器中包括22克鈰促進(jìn)沸石β。以3到3.5克/分的速率向反應(yīng)器頂部輸入苯，輸入乙烯，以使苯/乙烯摩爾比在大約3到6.5的范圍內(nèi)，如下所述。使離開反應(yīng)器的產(chǎn)物分流，在初始操作階段之后提供約為5∶1的再循環(huán)比。由此形成平衡狀態(tài)，在平衡狀態(tài)下，有3到3.5克/分的新鮮苯原料被輸送至反應(yīng)器，同時(shí)約有15克/分的再循環(huán)產(chǎn)物回到反應(yīng)器入口。因此，離開反應(yīng)器的總產(chǎn)量約為18克/分，其中有3克/分離開該過程，剩余的15克/分進(jìn)行再循環(huán)。
該試驗(yàn)的結(jié)果如附圖5-11中所示。參見附圖5，曲線110表示縱坐標(biāo)上以克/分為單位的苯相對于橫坐標(biāo)上總累計(jì)操作天數(shù)的關(guān)系。曲線112是地應(yīng)于苯/乙烯摩爾比的曲線。如附圖5中所示，大約操作到第44天，苯速率從大約3.35到3.4克/分的額定值降至大約3.15克/分的額定值。初始階段苯/乙烯的摩爾比約為5.7，苯速率降低之后，苯/乙烯摩爾比降至大約3.25。
附圖6所示為縱坐標(biāo)上催化反應(yīng)中所用床的百分比相對于橫坐標(biāo)上總操作天數(shù)的關(guān)系。曲線114所示催化劑床的百分比是根據(jù)間隔分布在反應(yīng)器入口至出口區(qū)域中六個(gè)溫度感應(yīng)器所測得的最高溫度計(jì)算求得的。從附圖6中可知，在測試過程中，鈰促進(jìn)沸石β催化劑是相當(dāng)穩(wěn)定的，不需要再生。
附圖7所示為縱坐標(biāo)上以相對苯的百分轉(zhuǎn)化率為單位的乙苯當(dāng)量產(chǎn)率相對于橫坐標(biāo)上操作天數(shù)的關(guān)系。如曲線116所示，乙苯產(chǎn)率約為24-25％，當(dāng)苯產(chǎn)率降低導(dǎo)致苯/乙烯摩爾比增加時(shí)，乙苯產(chǎn)率升高到大約28-30％。在附圖7的試驗(yàn)數(shù)據(jù)中，乙苯產(chǎn)率是相對于苯的當(dāng)量產(chǎn)率，而非絕對產(chǎn)率。
附圖8所示為反應(yīng)器操作壽命期間，乙苯產(chǎn)率和二乙苯產(chǎn)率(占總產(chǎn)物量的百分比)。乙苯產(chǎn)率占產(chǎn)物量的百分比表示為曲線118，二乙苯產(chǎn)率以占總產(chǎn)物量的百分比表示為曲線120。如曲線120所示，在反應(yīng)器操作壽命期間，二乙苯產(chǎn)率保持比較恒定，只有操作到第42天苯/乙烯摩爾比降低時(shí)，二乙苯的產(chǎn)率有正比于乙苯產(chǎn)率的增加。
附圖9所示為相對于乙苯的副產(chǎn)品產(chǎn)率，副產(chǎn)品丙苯表示為曲線122，副產(chǎn)品丁苯表示為曲線123。在附圖9中，曲線122和123是相對于乙苯產(chǎn)率的各副產(chǎn)品率，其單位以百萬分之一表示(ppm)。如附圖9中的數(shù)據(jù)所示，初始階段產(chǎn)物中丙苯和丁苯的產(chǎn)率小于1000ppm，在苯/乙烯摩爾比降低之后，保持為1500ppm以下，大多數(shù)情況下約為1200ppm。
在附圖10中，曲線124為縱坐標(biāo)上以百萬分之一表示的三乙苯相地于乙苯的產(chǎn)率相對于橫坐標(biāo)上操作天數(shù)的關(guān)系。在附圖11中，曲線125所示數(shù)據(jù)對應(yīng)于重質(zhì)組分(分子量大于三乙苯的產(chǎn)物)相對于乙苯的產(chǎn)率，以百萬分之一為單位。雖然附圖11中的數(shù)據(jù)點(diǎn)分布很分散，特別是在苯/乙烯摩爾比降低之后，三乙苯和重質(zhì)副產(chǎn)品的響應(yīng)曲線通常類似于其他副產(chǎn)品。在所有情況下，給定苯/乙烯摩爾比的各產(chǎn)物產(chǎn)率保持比較恒定，幾乎沒有或根本沒有遞增，其原因在于離開烷基化反應(yīng)器產(chǎn)物的再循環(huán)。
如上所述，附圖5-11所示試驗(yàn)的再循環(huán)比約為5∶1。在該高比值條件下操作，會(huì)導(dǎo)致存在使乙烯增溶的溶劑，以及存在防止反應(yīng)器中累積過多熱量的熱交換。這時(shí)，盡管沒有過多累積雜質(zhì)就能實(shí)現(xiàn)該目標(biāo)，其再循環(huán)比為5∶1的較高值。
已經(jīng)對本發(fā)明的特定實(shí)施方式進(jìn)行了說明，本領(lǐng)域技術(shù)人員能夠?qū)ζ溥M(jìn)行改進(jìn)，這些改進(jìn)也被包括在權(quán)利要求的范圍之內(nèi)。
權(quán)利要求
1.對芳香族底物進(jìn)行烷基化的方法，其包括(a)配置含有分子篩芳香族烷基化催化劑的烷基化反應(yīng)區(qū)；(b)將含有芳香族底物和烷基化劑的原料引入所述烷基化反應(yīng)區(qū)的入口，并與所述催化劑接觸；(c)所述烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使所述芳香族底物在所述分子篩烷基化催化劑存在下發(fā)生烷基化，生成含有所述芳香族底物和單烷基化與多烷基化芳香族組分的混合物的烷基化產(chǎn)物；(d)從所述烷基化反應(yīng)區(qū)中排出烷基化產(chǎn)物；(e)將離開所述烷基化反應(yīng)區(qū)的第一部分烷基化產(chǎn)物再循環(huán)返回到所述烷基化反應(yīng)區(qū)，并將所述第一部分烷基化產(chǎn)物與芳香族底物和所述烷基化劑一起被輸送至所述反應(yīng)區(qū)；以及(f)第二部分所述烷基化產(chǎn)物被輸送至回收區(qū)，以從所述未反應(yīng)的芳香族底物中分離單烷基化和多烷基化芳香族組分。
2.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述烷基化產(chǎn)物的第一部分與第二部分的重量比至少是1∶1。
3.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述烷基化產(chǎn)物的第一部分與第二部分的重量比至少是2∶1。
4.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使所述芳香族底物處于液相或超臨界相。
5.如權(quán)利要求4所述的方法，其特征在于所述烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使所述芳香族底物處于超臨界相。
6.如權(quán)利要求5所述的方法，其特征在于所述芳香族底物是苯，所述烷基化劑是乙烯，所述分子篩芳香族烷基化催化劑包括沸石β。
7.如權(quán)利要求6所述的方法，其特征在于所述沸石β烷基化催化劑包括稀土金屬改性的沸石β催化劑。
8.如權(quán)利要求7所述的方法，其特征在于沸石β烷基化催化劑包括鑭系改性的沸石β。
9.如權(quán)利要求7所述的方法，其特征在于沸石β烷基化催化劑包括鈰改性的沸石β。
10.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述烷基化反應(yīng)區(qū)中至少主要部分的烷基化催化劑位于所述烷基化反應(yīng)區(qū)的單一催化劑床中。
11.如權(quán)利要求10所述的方法，其特征在于所述烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使所述芳香族底物處于超臨界相。
12.如權(quán)利要求11所述的方法，其特征在于所述芳香族底物是苯，所述烷基化劑是乙烯，所述分子篩芳香族烷基化催化劑包括沸石β。
13.如權(quán)利要求1所述的方法，其特征在于所述烷基化反應(yīng)區(qū)中包括至少兩個(gè)間隔的催化劑床，每個(gè)所述催化劑床中都含有所述分子篩芳香族烷基化催化劑。
14.如權(quán)利要求13所述的方法，其特征在于所述第一部分的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物被分成兩個(gè)次級產(chǎn)物，所述第一次級產(chǎn)物被再循環(huán)至所述烷基化反應(yīng)區(qū)的入口處，并與所述第一催化劑床接觸，所述第二次級產(chǎn)物被再循環(huán)至所述烷基化反應(yīng)區(qū)，并被引入第一和第二催化劑床之間的所述烷基化反應(yīng)區(qū)中。
15.對苯進(jìn)行烷基化的方法，其包括(a)配置含有分子篩芳香族烷基化催化劑的烷基化反應(yīng)區(qū)；(b)將含有苯和C2-C4烷基化劑的原料輸送至所述烷基化反應(yīng)區(qū)；(c)所述烷基化反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使苯處于液相或超臨界相，以使苯在所述分子篩烷基化催化劑存在下進(jìn)行烷基化，生成包括苯，單烷基化苯和多烷基化苯的混合物的烷基化產(chǎn)物；(d)從所述烷基化反應(yīng)區(qū)回收烷基化產(chǎn)物，將所述第一部分產(chǎn)物輸送至再循環(huán)流體，引入所述烷基化反應(yīng)區(qū)，并將所述第二部分產(chǎn)物輸送至中間回收區(qū)，從烷基化產(chǎn)物中分離和回收烷基苯，并分離和回收包括二烷基苯的多烷基化芳香族組分；(e)將含有所述二烷基苯的多烷基化芳香族組分的至少一部分輸送至含有分子篩烷基轉(zhuǎn)移催化劑的烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)區(qū)；(f)將苯輸送至所述烷基轉(zhuǎn)移區(qū)；以及(g)所述烷基轉(zhuǎn)移區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使所述多烷基化芳香族物質(zhì)發(fā)生歧化，生成具有降低了二烷基苯含量和增加了烷基苯含量的歧化產(chǎn)物。
16.如權(quán)利要求15所述的方法，其特征在于在所述回收區(qū)從烷基化產(chǎn)物中回收苯，并再循環(huán)至所述烷基化反應(yīng)區(qū)。
17.如權(quán)利要求15所述的方法，其特征在于所述烷基化催化劑是沸石β分子篩，所述反應(yīng)區(qū)操作時(shí)的溫度和壓力條件使苯處于超臨界相。
18.如權(quán)利要求17所述的方法，其特征在于所述沸石β烷基化催化劑是被鑭系稀土改性的沸石β。
19.如權(quán)利要求18所述的方法，其特征在于所述沸石β包括鑭改性的沸石β。
20.如權(quán)利要求18所述的方法，其特征在于所述沸石β包括鈰改性的沸石β。
21.如權(quán)利要求15所述的方法，進(jìn)一步包括將來自所述烷基轉(zhuǎn)移區(qū)的所述歧化產(chǎn)物的至少一部分輸送至所述中間回收區(qū)。
22.如權(quán)利要求15所述的方法，進(jìn)一步包括將所述歧化產(chǎn)物的至少一部分輸送再循環(huán)至所述烷基化反應(yīng)區(qū)中。
23.如權(quán)利要求22所述的方法，其特征在于將來自所述烷基轉(zhuǎn)移區(qū)的所述再循環(huán)產(chǎn)物的至少一部分輸送再循環(huán)至所述烷基化反應(yīng)區(qū)，并將所述歧化產(chǎn)物的另一部分輸送至所述中間回收區(qū)。
全文摘要
帶有烷基化產(chǎn)物部分再循環(huán)的芳香族底物烷基化過程。含有芳香族底物和烷基化劑的原料被引入烷基化反應(yīng)區(qū)，度與分子篩催化劑接觸，生成烷基化產(chǎn)物，該產(chǎn)物離開烷基化反應(yīng)區(qū)并被分成兩部分。第一部分被再循環(huán)回到并被輸送至烷基化反應(yīng)區(qū)。第二部分被輸送至適合的回收區(qū)，從未反應(yīng)的芳香族底物中分離出烷基化芳香族組分。該烷基化反應(yīng)區(qū)的操作條件使芳香族底物處于超臨界相，可以包括多個(gè)催化劑床，其中烷基化反應(yīng)產(chǎn)物的再循環(huán)部分被再分成次級產(chǎn)物，一部分次級產(chǎn)物被再循環(huán)至烷基化反應(yīng)區(qū)的入口處，另一部分次級產(chǎn)物被引入催化劑床之間的烷基化反應(yīng)區(qū)中。
文檔編號C07C15/073GK1751007SQ200480004234
公開日2006年3月22日 申請日期2004年1月6日 優(yōu)先權(quán)日2003年1月10日
發(fā)明者J·R·巴特勒, J·梅麗爾, K·凱麗 申請人:弗納技術(shù)股份有限公司