一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法

技术领域

本发明涉及烷基苯制备技术领域，具体涉及一种续式微通道生产直链烷基苯的方法。

背景技术

直链烷基苯(LAB)通常是指直链烷基碳数为10～13的直链烷基苯，主要用作表面活性剂的原料，用于生产洗涤剂、乳化剂、分散剂、工业清洗剂等。

正构烷烃脱氢生成内烯烃，然后在HF为催化剂的情况下与苯进行烷基化反应生成LAB，这一工艺为美国环球油品工业公司(UOP)的专利技术，目前全球范围内LAB总生产能力中的一半以上仍采用这一工艺。UOP HF法制备直链烷基苯存在工艺效率低，催化剂用量大，废液处理困难，工艺操作复杂，安全生产可靠性苛刻等技术问题。

微通道反应器由于在微米级的反应通道内进行撞击流反应，具备极佳的传质传热性能、精确的反应条件控制及反应过程的安全性等优势，因此适用于强混合、强放热、强腐蚀等类型的反应，已经在医药、农药、精细化工品合成等方面成功工业化，但其在直链烷基苯的生产实践中未见报道。

发明内容

为解决现有工业上UOP HF法制备直链烷基苯存在工艺效率低、催化剂用量大、废液处理困难、工艺操作复杂、安全生产可靠性苛刻的技术问题，本发明提供一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法。

本发明采用的技术方案是：

一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(1.1)将苯与烷烯烃混合加热后，与HF通过管道混合器混合后输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯、烷烃的烷基化物；

(1.2)使步骤(1.1)所得烷基化物混合物进入分离罐进行沉降分离，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的烷基化物及未反应的苯、烷烃及少量HF进入提馏塔；

(1.3)从提馏塔塔顶蒸出的HF和部分未反应的苯返回微通道反应器的进料口，塔底的苯、烷烃及烷基化物进入脱苯塔；

(1.4)从脱苯塔塔顶蒸出的苯返回微通道反应器的进料口，塔底的烷烃和烷基化物进入脱烷烃塔；

(1.5)脱烷烃塔塔顶蒸出烷烃，塔底出料即为直链烷基苯。

一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(2.1)将苯与烷烯烃混合加热后，与HF通过管道混合器混合后输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯、烷烃的烷基化物；

(2.2)使步骤(2.1)所得烷基化物混合物进入分离罐进行沉降分离，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的烷基化物及未反应的苯、烷烃及少量HF进入脱苯塔；

(2.3)从脱苯塔塔顶蒸出的HF和未反应的苯返回微通道反应器的进料口，塔底的烷烃和烷基化物进入进入脱烷烃塔；；

(2.4)脱烷烃塔塔顶蒸出烷烃，塔底出料即为直链烷基苯。

一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(3.1)将苯与烯烃混合加热后，与HF通过管道混合器混合后输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯的烷基化物；

(3.2)使步骤(3.1)所得烷基化物混合物进入分离罐进行沉降分离，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的烷基化物及未反应的苯及少量HF进入提馏塔；

(3.3)从提馏塔塔顶蒸出的HF和部分未反应的苯返回微通道反应器的进料口，塔底的苯及烷基化物进入脱苯塔；

(3.4)从脱苯塔塔顶蒸出的苯返回微通道反应器的进料口，塔底出料即为直链烷基苯。

进一步地，步骤(1.1)、步骤(2.1)和步骤(3.1)中，烷基化反应的温度为40～70℃，压力为4～6bar，反应物在微通道反应器中的停留时间为1～15.0s。

进一步地，步骤(1.1)、步骤(2.1)和步骤(3.1)中，所述微通道反应器的反应流道的直径为0.5～2mm，单个反应器的反应区总体积为400～600mL。

进一步地，步骤(1.1)和步骤(2.1)中，进入微通道反应器的苯与烷烯烃的摩尔流量比，以苯与烯烃的摩尔比计为(2～12)：1；烷烯烃中烯烃的质量分数为：8～11％。

进一步地，步骤(1.1)和步骤(2.1)中，进入微通道反应器的苯与烷烯烃的总体积为V1，进入微通道反应器的HF的体积为V2，V1：V2为(0.2～3.0)：1。

进一步地，步骤(3.1)中，进入微通道反应器的苯与烯烃的摩尔比为(2～12)：1。

进一步地，步骤(3.1)中，进入微通道反应器的苯与烯烃的总体积为V1，进入微通道反应器的HF的体积为V2，V1：V2为(0.2～3.0)：1。

进一步地，步骤(1.3)和步骤(3.3)中，进入提馏塔的物料温度为130～180℃，提馏塔的分馏压力为2.5～4.5bar，塔顶分离出HF和未反应的苯的温度为140～170℃，塔底的苯、烷烃及烷基化物的温度为210～240℃。

进一步地，步骤(1.4)、步骤(2.3)和步骤(3.4)中，进入脱苯塔的物料温度为210～240℃，脱苯塔的分馏压力0.60～1.2bar，塔顶分离出苯的温度为102～110℃，塔底的烷烃及烷基化物的温度为220～260℃。

进一步地，步骤(1.5)和步骤(2.4)中，进入脱烷烃塔的物料温度为220～260℃，脱烷烃塔的分馏压力为5～10kPa，塔顶分离烷烃的温度为100～130℃，塔底烷基化物的温度为200～240℃。

本发明的有益效果：

1、HF作为烷基化反应的催化剂，由于其具有极强的腐蚀性，尚未有微通道烷基化工业化的报道，本发明首次实现了HF催化的烷基化反应的微通道工业化生产。

2、由于微通道反应器具有体积小、高效混合的特点，类似于一段管道，其中的氟化氢存量与现有反应器相比几乎可以忽略，预计可降低氟化氢储量1/3，极大地提高了生产及存储的安全性。

3、烷基化反应在催化剂氟化氢的作用下，在低温即可快速完成，反应属于放热反应，而过高的反应温度会影响到产品的质量和收率，传统反应流程只能依赖换热器降温，无法做到微通道反应器集反应及散热一体，可以有效精准控制反应温度。

4、与传统方法相比，本发明烷基化物的收率可提高约9％，用酸量最高可减小约82％，传统工艺制备烷基化物的酸烃比为1.7，烷基化物的收率为91％，使用微通道反应器进行烷基化物的制备的酸烃比最小可以做的0.2，极大地减少了酸废液的产生，降低了酸废液处理的难度。

附图说明

图1为实施例1的工艺流程图。

图2为实施例2的工艺流程图。

图3为实施例3的工艺流程图。

具体实施方式

为使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图及一种优选的实施方式对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述。

实施例1

参阅图1，本实施例提供一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(1.1)将流量为2.86t/h的苯与流量为8.45t/h烷烯烃(其中烯烃占比为10％)混合加热至48℃后，与流量为13.89t/h的HF通过管道混合器混合后，泵输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯、烷烃的烷基化物；所述微通道反应器的反应流道内径为1.5mm；反应区总体积为60L；烷基化反应的温度为45℃，压力为5.3Bar。

(1.2)使步骤(1.1)所得烷基化物混合物进入分离罐进行沉降分离11min，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的温度为48℃的未反应的苯、烷烃、烷基化物及少量HF经预热后温度为160℃进入提馏塔；

(1.3)进入提馏塔的物料在压力3.0bar条件下进行分馏，塔顶蒸出的温度为153℃的HF和约40％的未反应的苯返回微通道反应器的进料口，塔底温度为225℃的约60％的未反应的苯、烷烃及烷基化物进入脱苯塔；

(1.4)进入脱苯塔的物料在压力1.0bar条件下进行分馏，塔顶蒸出的温度为102.5℃的苯返回微通道反应器的进料口，塔底温度为240℃的烷烃和烷基化物进入脱烷烃塔；

(1.5)进入脱烷烃塔的物料在压力5～10kPa条件下进行分馏，塔顶蒸出温度为110℃的烷烃，塔底即为温度为212℃为直链烷基苯。

计算所得烷基化物收率99.12％。

实施例2

参阅图2，本实施例提供一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(2.1)将流量为2.86t/h的苯与流量为8.45t/h烷烯烃(其中烯烃占比为10％)混合加热至48℃后，与流量为13.89t/h的HF通过管道混合器混合后，泵输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯、烷烃的烷基化物；所述微通道反应器的反应流道内径为1.5mm；反应区总体积为60L；烷基化反应的温度为45℃，压力为5.3Bar。

(2.2)使步骤(2.1)所得烷基化物混合物进入分离罐进行沉降分离11min，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的温度为48℃的未反应的苯、烷烃、烷基化物及少量HF经预热后温度为230℃进入脱苯塔；

(2.3)进入脱苯塔的物料在压力1.0bar条件下进行分馏，塔顶蒸出的温度为102.5℃的苯及少量HF返回微通道反应器的进料口，塔底温度为240℃的烷烃和烷基化物进入脱烷烃塔；

(2.4)进入脱烷烃塔的物料在压力5～10kPa条件下进行分馏，塔顶蒸出温度为110℃的烷烃，塔底即为温度为212℃为直链烷基苯。

实施例3

参阅图3，本实施例提供一种连续式微通道生产直链烷基苯的方法，包括以下步骤：

(3.1)将流量为2.86t/h的苯与流量为0.85t/h烯烃混合加热至48℃后，与流量为4.20t/h的HF通过管道混合器混合后，泵输入微通道反应器内进行烷基化反应，得到包含HF、未反应的苯的烷基化物；所述微通道反应器的反应流道内径为1.5mm；反应区总体积为18L；烷基化反应的温度为48℃，压力为5.3Bar。

(3.2)使步骤(3.1)所得烷基化物进入分离罐进行沉降分离35min，分离罐底部分离出的HF返回微通道反应器的进料口；分离罐顶部分离出的温度为48℃的未反应的苯、烷基化物及少量HF经预热后温度为160℃进入提馏塔；

(3.3)进入提馏塔的物料在压力3.0bar条件下分馏，塔顶蒸出的温度为153℃的HF和约40％的未反应的苯返回微通道反应器的进料口，塔底温度为230℃的约60％的未反应的苯、烷基化物进入脱苯塔；

(3.4)进入脱苯塔的物料在压力1.0bar条件下分馏，塔顶蒸出的温度为102.5℃的苯返回微通道反应器的进料口，塔底即为温度243℃的直链烷基苯。

计算的烷基化物收率99.05％。

通过上述实施例可知，与传统方法相比，本发明烷基化物的收率可提高约9％，用酸量最高可减小约82％，传统工艺制备烷基化物的酸烃比为1.7，烷基化物的收率为91％，使用微通道反应器进行烷基化物的制备的酸烃比最小可以做的0.2，因此，本发明极大地减少了酸废液的产生，降低了酸废液处理的难度。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也在本发明的保护范围内。