專利名稱：從包括dipb、tipb、和多烷基化物重化合物的進(jìn)料中分離二異丙苯(dipb)和三異丙苯 ...的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本公開內(nèi)容涉及制備異丙苯的方法。更具體地說，本公開內(nèi)容涉及苯與丙烯反應(yīng) 生成異丙苯的烷基化過程中多烷基化苯副產(chǎn)物的回收，所述多烷基化苯副產(chǎn)物即二異丙苯 (DIPB)和三異丙苯(TIPB)，其能夠發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移回到異丙苯。相關(guān)技術(shù)描述芳烴與烯烴烷基化反應(yīng)制備單烷基芳烴是一種發(fā)展良好了的現(xiàn)有技術(shù)，已在大的 工業(yè)規(guī)模中得到商業(yè)實(shí)踐。該方法的一種商業(yè)應(yīng)用是苯與丙烯烷基化生成異丙苯(異丙基 苯)，其隨后用于制備苯酚和丙酮。因此，本領(lǐng)域技術(shù)人員熟悉該烷基化方法的一般設(shè)計和 操作過程。制備單烷基芳烴如異丙苯的烷基化方法的性能受該方法操作條件下固體催化劑 的穩(wěn)定性和活性的影響。例如，隨著芳烴(苯)與烯烴(丙烯)的摩爾比的增加，現(xiàn)有催化 劑通常顯示出對單烷基芳烴——異丙苯的選擇性的提高。但是，即使在苯與丙烯的高摩爾 比的情況下，多烷基苯副產(chǎn)物如二異丙苯(DIPB)和三異丙苯(TIPB)還是會伴隨異丙苯的 制備而產(chǎn)生。雖然DIPB和TIPB的生成可以被視為表明丙烯有效利用率的降低的副產(chǎn)物，但是， DIPB和TIPB都容易在烷基轉(zhuǎn)移催化劑作用下與苯發(fā)生烷基轉(zhuǎn)移而制備更具價值的異丙苯 產(chǎn)物。所謂的組合工藝將主要制備異丙苯、但也制備DIPB和少量TIPB的第一烷基化法與 DIPB和TIPB轉(zhuǎn)化回異丙苯的第二烷基轉(zhuǎn)移法結(jié)合，以為了使異丙苯的制備最大化。在第二 烷基轉(zhuǎn)移法的上游，DIPB和TIPB必須與其他、在此統(tǒng)稱為重化合物的重烷基化物和烷基轉(zhuǎn) 移副產(chǎn)物如二苯基烷烴分離開。DIPB和TIPB的分離或回收在“多烷基化物”塔中進(jìn)行。因?yàn)槟壳安捎玫漠惐讲?作條件和催化體系主要制備副產(chǎn)物DIPB，及很少量的TIPB，所以，TIPB沒有經(jīng)濟(jì)上的回收 價值，異丙苯制備領(lǐng)域中的多烷基化物塔旨在回收DIPB，而非TIPB。然而，在最佳反應(yīng)條件 下，新催化體系制備出增加的量的TIPB。因而，需要一種有效回收TIPB和DIPB的方法。然而，從重化合物中移走TIPB存在一個問題?，F(xiàn)有的多烷基化物塔在頂部壓力為 21kPa(3pSia)、底部壓力為10_69kPa(8-lOpsia)的真空條件下操作。在塔底部進(jìn)行再沸的 最經(jīng)濟(jì)的方式是使用高壓蒸汽。通常高壓蒸汽在4137kPa(g) (600psig)和252°C (485 T ) 條件下獲得。不幸的是，現(xiàn)有的多烷基化物塔造成重化合物流或底部產(chǎn)物中TIPB產(chǎn)率的顯 著損失。因此，需要多烷基化物塔設(shè)計上的改變，以維持或增加DIPB的回收，以及顯著地 增加TIPB的回收。如果其能夠?qū)崿F(xiàn)，使用現(xiàn)有的烷基轉(zhuǎn)移轉(zhuǎn)化技術(shù)便能夠增加異丙苯的產(chǎn)量。發(fā)明內(nèi)容概述
為了滿足前述需要，公開了一種從包括DIPB、TIBP、和多烷基化物重化合物的進(jìn)料 中分離二異丙苯(DIPB)和三異丙苯(TIPB)的方法。該公開的方法包括將進(jìn)料引入蒸餾 塔，所述蒸餾塔的操作條件為塔頂部壓力為小于35kPa(5pSia)，塔底部壓力比塔頂部壓力 高小于21kPa(3psi)，并且底部溫度為224-241 °C (435-465 0F )；和移出包括存在于進(jìn)料中 的DIPB的至少99. 8重量％和TIPB的至少50重量％的側(cè)餾分，和底部料流包括包含于蒸 餾進(jìn)料中的重化合物的至少95重量％。在一種精制過程中，塔的操作條件為底部壓力比塔頂部壓力高14kPa(2psi)。在一種精制過程中，底部溫度為229-232°C (445-450 °F )。在一種精制過程中，側(cè)餾分從塔的側(cè)取出點(diǎn)或出口移出。該塔還具有理論塔板數(shù) X，其中X為大于40的整數(shù)，最高塔板為1，最低塔板為X。側(cè)取出點(diǎn)位于最高塔板下方、從 最高塔板計起0. 26 · X-0. 40 · X的整數(shù)塔板處。進(jìn)一步地，在該精制過程中，進(jìn)料點(diǎn)位于從 最高塔板計起0. 31 · X-0. 62 · X的整數(shù)塔板處。在一種精制過程中，側(cè)餾分包括包含于進(jìn)料中的DIPB的至少99. 9重量％。在一種精制過程中，側(cè)餾分包括包含于蒸餾進(jìn)料中的TIPB的至少90重量％。在一種精制過程中，該方法以在塔頂部制備烴蒸氣的方式進(jìn)行，以及該方法進(jìn)一 步包括用冷凝器冷凝至少一部分產(chǎn)自塔頂部的烴蒸氣。在一種相關(guān)的精制過程中，該冷凝 器包括于塔中。在另一種相關(guān)的精制過程中，該方法進(jìn)一步包括轉(zhuǎn)化至少部分烴蒸氣為烴 液體，以及在向塔中重新引入另一部分所述的烴液體作為回流之前，從塔中移出至少部分 烴液體作為頂部粘性流(drag)。在另一種精制過程中，該冷凝器為位于塔頂部內(nèi)的接觸冷凝器，以及該方法進(jìn)一 步包括使至少部分接觸冷凝器中的烴蒸氣轉(zhuǎn)化為烴液體；從塔中從位于接觸冷凝器下方 的側(cè)取出點(diǎn)處移出至少部分烴液體；以及在通過接觸冷凝器被重新引入塔之前，使至少部 分從塔中從所述側(cè)取出點(diǎn)移出的烴液體穿過冷卻器。在另一相關(guān)的精制過程中，該方法進(jìn) 一步包括在到達(dá)接觸冷凝器之前，排出(purge)至少部分作為頂部粘性流的烴液體，以及 在位于接觸冷凝器下方的點(diǎn)處將至少部分烴液體循環(huán)回塔中。在另一種精制過程中，該冷凝過程在位于塔外的接觸冷凝器中進(jìn)行，以及該方法 進(jìn)一步包括在接觸冷凝器中，轉(zhuǎn)化至少部分烴蒸氣為烴液體；從接觸冷凝器中移出至少 部分烴液體；以及在將冷卻的烴液體重新引入接觸冷凝器之前，使至少部分從接觸冷凝器 中移出的烴液體穿過冷卻器。在一種相關(guān)的精制過程中，該方法進(jìn)一步包括在被重新引入 接觸泠凝器之前，排出部分作為頂部粘性流的烴液體，以及在該烴液體穿過接觸冷凝器之 后，將部分烴液體循環(huán)回塔中。在另一種精制過程中，該冷凝過程在冷凝器頂部壓力和比冷凝器頂部壓力高小于 4kPa(0. 5psi)的冷凝器底部壓力的條件下進(jìn)行。在另一種精制過程中，該方法進(jìn)一步包括從蒸餾塔的位于側(cè)取出點(diǎn)下方的移出點(diǎn) 處取出移出料流，以及使至少部分移出料流再沸，然后使其返回蒸餾塔中。在另一種精制過程中，底部溫度優(yōu)選為227-238°C (440-460 °F )；更優(yōu)選地，底部 溫度為 229-235 (445-455 0F )。還公開了一種制備異丙苯的方法，其包括使苯和丙烯同時穿過含有固體烷基化 催化劑和在烷基化條件下操作的烷基化區(qū)，以制備包括異丙苯、苯、二異丙苯(DIPB)、三異
5丙苯(TIPB)、和重化合物的第一流出物；從第一流出物中分離作為第一頂部料流的苯，以 提供包括異丙苯、DIPB、TIPB、和重化合物的第一底部料流；從第一底部料流中分離大多數(shù) 的異丙苯，以提供包括異丙苯的第二頂部料流和包括DIPB、TIPB、和重化合物的第二底部料 流；在蒸餾塔中，從在第二底部料流中的重化合物中分離DIPB和TIPB，蒸餾塔的操作條件 為塔頂部壓力為小于35kPa(5pSia)、以及塔底部壓力比塔頂部壓力高小于21kPa(3psi)、 以及底部溫度為224-241 °C (435-465 0F )，以提供包括包含于第二底部料流中的DIPB的至 少99. 8重量％和TIPB的至少50重量％的側(cè)餾分，和包括包含于第二底部料流中的重化合 物的至少95重量％的第三底部料流；將側(cè)餾分中的DIPB和TIPB送入烷基轉(zhuǎn)移區(qū)。還公開了一種用于苯與丙烯烷基化的裝置，其包括帶有與進(jìn)料流流體連通的進(jìn) 料口的蒸餾塔，進(jìn)料流包括DIPB、TIPB、和重化合物(以及，任選的，少量異丙苯)；該塔進(jìn) 一步包括頂部料流出口、底部料流出口、和側(cè)餾分出口 ；該蒸餾塔具有控制系統(tǒng)，以限制塔 頂部壓力至小于35kPa(5pSia)、塔底部壓力至比塔頂部壓力高小于21kPa(3psi)以及底部 溫度為224-241°C (435-465 0F )，以使得側(cè)餾分包括存在于進(jìn)料中的DIPB的至少99. 8重 量％和TIPB的至少50重量％，以及包括包含于蒸餾進(jìn)料中的重化合物的至少95重量％的 底部料流；該塔具有理論塔板數(shù)X，其中X為大于40的整數(shù)，最高塔板為1，最低塔板為X， 側(cè)餾分出口位于從最高塔板計起0. 26 · X-0. 40 · X的整數(shù)塔板處，進(jìn)料口位于從最高塔板 計起0.31 · X-0. 62 · X的整數(shù)塔板處。其他優(yōu)點(diǎn)和特征將通過以下具體描述和附圖得以顯現(xiàn)。


為了更加完全的理解本發(fā)明公開的方法和裝置，應(yīng)當(dāng)參考更加具體地顯示實(shí)施方 案的附圖，其中圖1為一種公開了包括內(nèi)部插入式冷凝器的、從包括DIPB、TIPB和多烷基化物重 化合物的進(jìn)料蒸汽中分離DIPB和TIPB的方法的工藝流程圖；圖2為另一種公開了包括內(nèi)部接觸冷凝器的、從包括DIPB、TIPB和多烷基化物重 化合物的進(jìn)料蒸汽中分離DIPB和TIPB的方法的工藝流程圖；圖3為一種公開了包括外部接觸冷凝器的、從包括TIPB、DIPB和多烷基化物重化 合物的進(jìn)料蒸汽中分離TIPB和DIPB的方法的工藝流程圖；圖4以圖形顯示了多異丙苯(PIPB)塔的理論塔板數(shù)(X軸)與溫度(Y軸)的相 對關(guān)系，多異丙苯塔的接收器壓力為17kPa(2. 5psia)、從頂部(頂部，21kPa(3psia))到底 部(35kPa(5psia))的壓力降為14kPa(2psi)、以及底部溫度為232°C (450 0F )；圖5以圖形顯示了對于世界級生產(chǎn)能力的異丙苯制備過程而言，增加PIPB塔中 DIPB的回收對于異丙苯產(chǎn)率的影響，其中異丙苯產(chǎn)率增加(重量％ )沿左Y軸表示，DIPB 回收分?jǐn)?shù)沿X軸表示，DIPB回收增加量(噸/年)沿右Y軸表示；以及圖6以圖形顯示了對于世界級生產(chǎn)能力的異丙苯制備過程而言，增加PIPB塔中 TIPB的回收對于異丙苯產(chǎn)率的影響，其中異丙苯產(chǎn)率增加(重量％ )沿左Y軸表示，TIPB 回收分?jǐn)?shù)沿X軸表示，TIPB回收增加量(噸/年)沿右Y軸表示。應(yīng)當(dāng)理解為附圖不一定成比例，該公開的實(shí)施方案有時是示意性的并且是針對部 分的。在某些情況下，對于理解所公開的方法和裝置非必須的詳情、或者致使其他詳情難以認(rèn)知的詳情可能被省略。當(dāng)然，應(yīng)該理解該公開內(nèi)容不受此處闡明的具體實(shí)施方案所限制。
具體實(shí)施例方式首先是圖1，制備異丙苯的方法10包括苯/丙烯進(jìn)料11，其穿過具有固體烷基化 催化劑和在烷基化條件下操作的烷基化區(qū)12，以制備包括異丙苯、苯、DIPB、TIPB和重化合 物的流出物流13?？赡艿耐榛呋瘎┑脑斍樵诖瞬蛔髅枋?，但是優(yōu)選的烷基化催化劑和層疊催 化劑體系描述于共同未決的、指定給同一人的美國申請系列號11/622，941 (代理人卷號 109032，“應(yīng)用改性Y-85沸石的芳烴轉(zhuǎn)移反應(yīng)”)、11/622，925 (代理人卷號109032-01，“應(yīng) 用改性LZ-210沸石的芳烴轉(zhuǎn)移反應(yīng)”)、11/622，896 (代理人卷號109032-02，“改性Y-85和 LZ-210沸石”)、以及11/622，937 (代理人卷號109236，“雙區(qū)芳烴烷基化方法”)，上述申請 在此全文引入作為參考，并且已與本發(fā)明同時提交。然后，將第一流出物流13引入塔14，其分離至少部分的作為頂部料流15的苯，以 及提供包括異丙苯、DIPB、TIPB和重化合物的底部料流16，其成為塔17的進(jìn)料流，塔17分 離出異丙苯作為頂部料流18，并產(chǎn)生底部料流21，其成為多烷基化物塔22的進(jìn)料流21。在以23表示的進(jìn)口端或進(jìn)料點(diǎn)處將進(jìn)料21引入多烷基化物塔22。塔22包括頂 部24、底部25和設(shè)有多個入口和出口端的圓柱形側(cè)壁26。用于DIPB和TIPB的回收流28 的側(cè)餾分出口或側(cè)取出點(diǎn)以27表示。部分的回收流28通過管線31得以循環(huán)，并于注射點(diǎn) 27’重新進(jìn)入塔22。剩余部分的回收流28穿過泵32，送入烷基轉(zhuǎn)移區(qū)33，在其中料流28 中的DIPB和TIPB與苯進(jìn)料34相結(jié)合制備富含異丙苯的產(chǎn)物流35。以36表示的出口通過再沸器管線38與任選的中間再沸器37連接。中間再 沸器37，如果使用并取決于出口 36所處的塔板位置，可采用中壓為1034-1379kPa(g) (150-200psig)和中溫為186-198°C (367-388 0F )的蒸汽。另一選擇可為使用低流速的高 壓蒸汽(4137kPa(g) (600psig),254°C (489下))，其也可用作底部料流再沸器38的熱源。 中間再沸器37，如果使用，可以中壓蒸汽作為熱源，因其在一些工廠中是過剩的，所以中壓 蒸氣是易于獲得的。中間再沸器37也有助于塔的壓力降的總體降低。底部料流或重化合物流41通過出口 42從塔22的底部25離開。部分的重化合物 流41通過再沸器38得以循環(huán)，剩余部分的底部料流41穿過泵43，以及可能存在的冷卻設(shè) 備44，而后作為重烷基化物進(jìn)料而用于別處。該公開方法的一個方面為塔22底部25的溫 度相對較低，為224-2380C (435-460 0F )，更優(yōu)選為229_235°C (445-455 0F )。通過采用低 底部溫度，傳統(tǒng)的高壓蒸汽(4137kPa(g) (600psig),254°C (489 T ))可被用作底部再沸器 38的熱源，從而降低成本。插入式冷凝器46位于塔22的頂部24內(nèi)。冷凝器46包括冷卻劑流管線47和與 出口管線51相連的冷凝區(qū)48。出口管線51與作為回流而重新進(jìn)入塔22的循環(huán)管線52相 連。另一部分流經(jīng)出口管線51穿過泵53，并作為頂部粘性流通過管線54被移出。另一頂部 出口管線55與接收器56和真空系統(tǒng)57相連。由于塔22的頂部24為小于35kPa(5pSia) 的中壓，更接近于如下表1和2所示的21kPa (3psia)，真空系統(tǒng)57可為液體環(huán)真空系統(tǒng)、蒸 氣噴射真空系統(tǒng)或該兩種的組合。出于成本低考慮，優(yōu)選單級液體環(huán)真空系統(tǒng)。塔22可包括主要位于進(jìn)料口 23之上的高效、無規(guī)填充物。所述填充物有利于降低
7總體的塔壓降，從常規(guī)的35-48kPa(5-7psi)降至低很多的壓降21kPa(3psi)或更低。即， 如果塔22的頂部24的壓力維持在21kPa(3pSia)或更低，塔22底部25的壓力則維持在 41kPa(6psia)或更低。再一次地，額外的實(shí)施例在下表1和2中提供。圖2為類似方法IOa的示意圖，其包括許多與如圖1所示的相同的組件，但是冷 凝器為接觸冷凝器60，其通過與泵62相連的管線61將流體抽出，然后，該流體穿過冷卻器 63。部分來自泵62的輸出物通過管線52a循環(huán)回塔22a，另一部分作為頂部料流通過管線 54a被移出。待流體通過管線61被移出塔、并在冷卻器63中冷卻后，該液體通過管線64和 指向下的液體分布器或噴嘴65返回至塔22a中，以便指向下的冷卻液體能夠與通過容器部 分66而向上移動的蒸氣充分接觸，其中容器部分66位于塔22a的上半部分。容器部分66 可為開放的或被填充物或類似的蒸氣_液體接觸材料或裝置所填充。頂部粘性流通過也與 接收器和真空系統(tǒng)(圖2中未顯示；見圖1)相連的管線55a移出。與圖1所示相同或相似 的圖2中剩余部分以相應(yīng)的后綴a來編號，詳細(xì)討論在此不再重復(fù)。類似地，圖3顯示另一類似系統(tǒng)10b，相對于圖2中的“內(nèi)部”接觸冷凝器而言，其 包括外部接觸冷凝器60b。圖3中，頂部管線55b與容器66b相連。來自55b的頂部蒸氣 與容器66中由液體分布器65b噴出的、向下移動的液體接觸。底部料流67從容器66b中 移出，穿過泵62b，然后部分底部料流67穿過冷卻器63b，并經(jīng)由管線64b、通過液體分布器 65b而返回至容器66b，另一部分底部料流67通過返回管線52b而返回至塔22b。頂部粘性 流可通過管線54b移出。容器66b可為開放的或被填充物或類似的蒸氣-液體接觸材料或 裝置所填充。第二頂部管線55b’與真空系統(tǒng)(圖3中未顯示；見圖1 ；上游方法組件11-18 也見圖1)相連。與圖1所示的接觸插入式冷凝器46相似，接觸冷凝器60、60b也能使系統(tǒng)10a、IOb 具有低的塔壓降，由小于21kPa(3psi)降至低于14kPa(2psi)，甚至降至4kPa(0. 5psi)。圖4中，多異丙基苯(PIPB)塔22、22a、22b的理論塔板數(shù)(X軸)與溫度(Y軸) 的相對關(guān)系以線402表示，接收器56(見圖1)的壓力為17kPa(2.5pSia)，從頂部24、24a、 24b (頂部，2IkPa (3psia))到底部 25、25a、25b (35kPa (5psia))的壓力降為 14kPa (2psi)，底 部溫度為232°C (450 °F )。從圖4可以看出，底部溫度為232°C (450 0F )時PIPB塔的理論 塔板數(shù)為42。圖4中的數(shù)據(jù)，與下述圖5、圖6中的類似，均基于工程計算、科學(xué)蒸餾預(yù)測、 以及操作類似方法的經(jīng)驗(yàn)。公開方法和塔的好處在圖5和6中以圖形得以顯示。圖5顯示了對于世界級生產(chǎn) 能力的異丙苯制備過程而言，增加PIPB塔中DIPB的回收對于異丙苯產(chǎn)率的影響。線502代 表異丙苯產(chǎn)率增加(左Y軸)與DIPB回收分?jǐn)?shù)(X軸)的相對關(guān)系，線504代表以噸/年 為單位的DIPB回收增加量(右Y軸)與DIPB回收分?jǐn)?shù)(X軸)的相對關(guān)系。從圖5可以 看出，當(dāng)DIPB回收量從傳統(tǒng)的99. 5%增加到99. 95%時，異丙苯產(chǎn)率增加0. 12%，其能顯著 提高利潤率。圖6顯示了對于世界級生產(chǎn)能力的異丙苯制備過程而言，增加PIPB塔中TIPB的 回收對于異丙苯產(chǎn)率的影響。線602代表異丙苯產(chǎn)率增加(左Y軸)與TIPB回收分?jǐn)?shù)(X 軸)的相對關(guān)系，線604代表以噸/年為單位的TIPB回收增加量(右Y軸)與TIPB回收 分?jǐn)?shù)(X軸)的相對關(guān)系。從圖6可以看出，本公開內(nèi)容提供的99. 5%的TIPB的回收導(dǎo)致 異丙苯產(chǎn)率505%的增加。對于更大規(guī)模生產(chǎn)如270KMTA生產(chǎn)能力的方法而言，該增加意味著盈利工廠與無利潤工廠的區(qū)別。因此，已發(fā)現(xiàn)實(shí)施所公開的低頂部壓力21kPa(3pSia)的單塔設(shè)計，通過利用底部 (重)物料的壓力/溫度關(guān)系，能夠?qū)е翫IPB和TIPB的回收增加。為了使該公開方法的 DIPB和TIPB回收增加經(jīng)濟(jì)化，用于再沸塔的熱介質(zhì)為高壓蒸汽，其通?？稍?137kPa(g) (600psig)和254°C (489 T )條件下獲得。采用低成本的高壓蒸汽作為熱源，該過程側(cè)底 部溫度(process-side bottoms temperature)能夠優(yōu)選地低至 221_241°C (430-465 0F ), 更有選地低至229-235°C (445-455 0F )的范圍，從而獲得底部料流中多烷基化物與重化合 物之間理想的比例。由于重化合物的產(chǎn)生與反應(yīng)段的條件有關(guān)，為了利用可用的再沸器熱源，需要相 應(yīng)量的多烷基化物來將底部液體稀釋至相對壓力的泡點(diǎn)溫度。因此，多烷基化物塔底部壓 力的降低導(dǎo)致底部料流中多烷基化物產(chǎn)率損失的減少。該降低通過最小化冷凝體系和塔內(nèi) 部的壓降貢獻(xiàn)來得以實(shí)現(xiàn)，從而使塔上的低總體壓降成為可能。如下表1中最右列所示，體系壓力降的減少和底部溫度，與進(jìn)料和側(cè)取出位置的 優(yōu)化相結(jié)合，使得DIPB的回收從常規(guī)的99. 5%升至99. 95% (相當(dāng)于異丙苯產(chǎn)率增加 0. 12% )成為可能，以及使得TIPB的回收從0升至99% (相當(dāng)于異丙苯產(chǎn)率另外增加 0. 505% )成為可能，而不使用更深的真空系統(tǒng)、更大的塔或第二個塔或?qū)嵸|(zhì)上更熱的再沸 介質(zhì)，這些都會導(dǎo)致資本和運(yùn)營開支相當(dāng)大的增加。表 1 相對于塔頂部和進(jìn)料點(diǎn)的多烷基化物側(cè)取出位置的優(yōu)化使得TIPB和DIPB回收量 增加，而不需要更大的塔。如下表2中左數(shù)第二列的數(shù)據(jù)所示，最佳側(cè)取出點(diǎn)位于第13塊 理論塔板處，圖4所示的理論塔板計算顯示此處具有99%的DIPB回收量和99%的TIPB回 收量，再沸器和接收器包括在塔板計數(shù)中。表 2 如目前所實(shí)施的，內(nèi)部插入式冷凝器46 (例如，垂直U形管束)能夠繼續(xù)使用在如 圖1所示的公開內(nèi)容技術(shù)中。內(nèi)部插入式冷凝器46的使用導(dǎo)致塔壓降的減少，從常規(guī)的 35-48kPa(5-7psi)降至21kPa(3psi)或更少。作為如圖2和3所示的替代，可以使用包括 容器部分，可為開放的或被填充物或類似的蒸氣_液體接觸裝置所填充的“接觸冷凝器”系 統(tǒng)60、60b。在接觸冷凝器60、60b中，向上流動的可冷凝蒸氣與通過接觸裝置65、65b而向 下流動的過冷冷凝液接觸。所述系統(tǒng)具有低的塔壓降，并能安裝在內(nèi)部，在如圖2所示的在 塔的頂部中，或在外部在如圖3所示的分離容器中，其對于翻新現(xiàn)有的塔可能更有用。塔中，主要位于進(jìn)料塔盤之上，可應(yīng)用高效、無規(guī)填充物，以減少傳統(tǒng)的塔壓降，從 常規(guī)的35-48kPa(5-7psi)降至該公開方法和塔的低于21kPa(3psi)或更低。為了消除可 能的、對于由于焦油和高分子材料的積累而帶來的塔中更低部分(例如最熱部分，位于進(jìn) 料點(diǎn)以下)的內(nèi)部污垢的顧慮，可以用低壓降分餾塔盤替代填充物。回流與進(jìn)料之比的增加和/或塔頂部與多烷基化物側(cè)餾分出口 27、27a、27b或側(cè) 餾分循環(huán)入口 27’、27a’、27b’之間分離塔板數(shù)的增加提高了頂部(粘性)料流中DIPB的回 收量。然而，不需要更大的塔，DIPB和TIPB回收量的增加都能夠通過降低側(cè)取出點(diǎn)或進(jìn)料 塔盤相對于塔頂部的位置而得以實(shí)現(xiàn)，同時維持類似的進(jìn)料與側(cè)取出點(diǎn)間的相對位置(以 保持重化合物不進(jìn)入側(cè)餾分中)和外部回流與進(jìn)料之比。更低的塔壓、更低的底部溫度和進(jìn)料點(diǎn)23、23a、23b的位置的另一好處是其使得 中間再沸器37、37a、37b的采用成為可能。對于在本公開內(nèi)容以前的DIPB和TIPB回收 而言，中間再沸器，以及隨之而來的資本和/或應(yīng)用成本優(yōu)勢，被認(rèn)為是經(jīng)濟(jì)上不可行的。 采用更低溫度加熱介質(zhì)的、如圖1-3所示的中間再沸器也由于塔壓降減少至此處公開的 范圍，小于21kPa(3psi)，而成為可能。通過選擇適當(dāng)?shù)乃?，采用中壓水?通常分別為 1034-1379kPa(g) (150-200psig)和 186_198°C (367-388 °F ))的蒸汽成為可能，或通過連 續(xù)采用高壓蒸汽而實(shí)現(xiàn)換熱器成本的節(jié)約。盡管只載明了某些實(shí)施方案時，對于本領(lǐng)域技術(shù)人員而言，從上述描述出發(fā)進(jìn)行 替代和修改是顯而易見的。這些和其他替代都被認(rèn)為是等同的，并且處于該公開內(nèi)容和權(quán) 利要求的范圍之內(nèi)。
權(quán)利要求
一種從包括DIPB、TIPB、和多烷基化物重化合物的進(jìn)料中分離二異丙苯(DIPB)和三異丙苯(TIPB)的方法，該方法包括將進(jìn)料引入蒸餾塔，所述蒸餾塔的操作條件為塔頂部壓力為小于35kPa(5psia)，塔底部壓力比塔頂部壓力高小于21kPa(3psi)，并且底部溫度為224 241℃(435 465℉)；和移出包括存在于進(jìn)料中的DIPB的至少99.8重量％和TIPB的至少50重量％的側(cè)餾分，和包括包含于進(jìn)料中的重化合物的至少95重量％的底部料流。
2.權(quán)利要求1的方法，其中側(cè)餾分從塔的側(cè)取出點(diǎn)移出，DIPB、TIPB和重化合物由進(jìn)料 點(diǎn)引入該塔，該塔具有的理論塔板數(shù)為X，其中X為大于40的整數(shù)，最高塔板計為1，最低塔 板計為X，側(cè)取出點(diǎn)位于從最高塔板計起0. 26 · X-0. 40 · X的整數(shù)塔板處，進(jìn)料點(diǎn)位于從最 高塔板計起0. 31 · X-0. 62 · X的整數(shù)塔板處。
3.權(quán)利要求1的方法，其中側(cè)餾分包括進(jìn)料中的DIPB的至少99.9重量％和進(jìn)料中的 TIPB的至少90重量％中的至少一種。
4.權(quán)利要求1的方法，其中該方法以在塔頂部制備烴蒸氣的方式進(jìn)行，以及該方法進(jìn) 一步包括用冷凝器冷凝至少一部分產(chǎn)自塔頂部的烴蒸氣。
5.權(quán)利要求4的方法，其中該冷凝器包括在塔中，以及該方法進(jìn)一步包括轉(zhuǎn)化至少部分烴蒸氣為烴液體；和在向塔中重新引入另一部分所述的烴液體作為回流之前，從塔中移出至少部分烴液體 作為頂部粘性流。
6.權(quán)利要求4的方法，其中該冷凝器為位于塔頂部中的接觸冷凝器，以及該方法進(jìn)一 步包括使至少部分接觸冷凝器中的烴蒸氣轉(zhuǎn)化為烴液體；從塔中從位于接觸冷凝器下方的側(cè)取出點(diǎn)處移出至少部分烴液體；以及在通過接觸冷 凝器被重新引入塔之前，使至少部分從塔中從所述側(cè)取出點(diǎn)移出的烴液體穿過冷卻器；任選地，該方法進(jìn)一步包括在到達(dá)接觸冷凝器之前，排出至少部分作為頂部粘性流的烴液體；以及在位于接觸冷 凝器下方的點(diǎn)處將至少部分烴液體循環(huán)回塔中。
7.權(quán)利要求4的方法，其中該冷凝過程在位于塔外的接觸冷凝器中進(jìn)行，該方法進(jìn)一 步包括在接觸冷凝器中，使至少部分烴蒸氣轉(zhuǎn)化為烴液體；從接觸冷凝器中移出至少部分烴液體；以及在將冷卻的烴液體重新引入接觸冷凝器之前，使至少部分從接觸冷凝器中移出的烴液 體穿過冷卻器；任選地，該方法進(jìn)一步包括在被重新引入接觸泠凝器之前，排出部分作為頂部粘性流的烴液體；以及在該烴液體 穿過接觸冷凝器之后，使部分烴液體循環(huán)回塔中。
8.權(quán)利要求4的方法，其中該冷凝過程在冷凝器頂部壓力和比冷凝器頂部壓力高小于 4kPa(0. 5psi)的冷凝器底部壓力的條件下進(jìn)行。
9.權(quán)利要求1的方法，其中從蒸餾塔中從側(cè)取出點(diǎn)回收側(cè)餾分，該方法進(jìn)一步包括從 蒸餾塔中從位于側(cè)取出點(diǎn)下方的移出點(diǎn)處取出移出料流，以及使至少部分移出料流再沸，然后使其返回蒸餾塔中。
10. 一種用于苯與丙烯的烷基化的裝置，包括帶有與進(jìn)料流(21)流體連通的進(jìn)料口(23)的蒸餾塔(22)，該進(jìn)料流(21)包括二異丙 苯(DIPB)、三異丙苯(TIPB)、和重化合物；該塔進(jìn)一步包括頂部料流出口(51)、底部料流出口(42)、和側(cè)餾分出口(27)；該蒸餾 塔具有控制系統(tǒng)，以限制塔頂部(24)壓力至小于35kPa(5pSia)、塔底部(25)壓力至比塔頂 部壓力高小于21kPa(3psi)以及底部溫度至224-241 °C (435-465 °F )，以使得側(cè)餾分(28) 包括存在于進(jìn)料中的DIPB的至少99. 8重量％和TIPB的至少50重量％，以及底部料流(41) 包括包含于蒸餾進(jìn)料(21)中的重化合物的至少95重量％ ；以及從蒸餾塔中從側(cè)取出點(diǎn)(27)移出側(cè)餾分(28)，將DIPB、TIPB和重化合物于進(jìn)料點(diǎn) (23)引入該塔，該塔(22)具有的理論塔板數(shù)為X，其中X為大于40的整數(shù)，最高塔板為1， 最低塔板為X，側(cè)取出點(diǎn)(27)位于從最高塔板計起0. 26 ·Χ-0. 40 ·Χ的整數(shù)塔板處，進(jìn)料點(diǎn) (23)位于從最高塔板計起0. 31 · Χ-0. 62 · X的整數(shù)塔板處。
全文摘要
本發(fā)明公開了從包括DIPB、TIPB、和多烷基化物重化合物的進(jìn)料(21)中分離二異丙苯(DIPB)和三異丙苯(TIPB)的方法和裝置。該公開的方法包括將進(jìn)料(21)引入蒸餾塔(22)，該塔的塔頂部(24)壓力為小于35KPa(5psia)，塔底部(25)壓力比塔頂部壓力高小于21KPa(3psi)，優(yōu)選14KPa(2psi)或更小，底部溫度為224-241℃(435-465℉)。該方法還包括移出包括存在于進(jìn)料(21)中的DIPB的至少99.8重量％和的TIPB至少50重量％的側(cè)餾分(28)，和包括包含于蒸餾進(jìn)料(21)中的至少95重量％重化合物的底部料流(41)。底部溫度的低溫使得以高壓蒸氣作為底部再沸器(38)的熱源成為可能。
文檔編號C07C15/02GK101918343SQ200880124407
公開日2010年12月15日 申請日期2008年1月9日 優(yōu)先權(quán)日2008年1月9日
發(fā)明者M·R·史密斯 申請人:環(huán)球油品公司