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異丙苯是一種重要的有機化工原料，主要用于生產(chǎn)苯酚和丙酮，其它用途是用作油漆和搪瓷琺瑯的稀釋劑，還用作某些石油溶液的成分以及高辛烷值航空燃料油組份。另夕卜，還可用于制造聚合和氧化催化劑，并由它制取苯乙酮、a-甲基苯乙烯和過氧化物等產(chǎn)品，用途十分廣泛。
異丙苯的傳統(tǒng)生產(chǎn)方法主要有固體磷酸固定床（SPA)和三氯化鋁均相鼓泡床法兩種，這兩種方法都存在·難以徹底解決的設(shè)備腐蝕和環(huán)境污染問題，因此自20世紀60年代以來，世界各大公司開始轉(zhuǎn)向開發(fā)無腐蝕、無污染的以沸石分子篩催化劑為基礎(chǔ)的異丙苯生產(chǎn)新技術(shù)。
CN1037699公布了一種烷基苯的制造方法，該方法提出在生產(chǎn)異丙苯時，烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器的流出物先通過脫丙烷塔脫除丙烷后，再依次進入苯塔、異丙苯塔和多異丙苯塔進行分離，得到異丙苯產(chǎn)品。
文獻W089/10910公布了一種生產(chǎn)異丙苯的工藝流程，即原料丙烯與新補充的原料苯在加入反應(yīng)器前先通過換熱器預(yù)熱后進入烷基化反應(yīng)器進行反應(yīng)，反應(yīng)后的物料進入閃蒸裝置，大部分循環(huán)苯被分離出來，進入脫丙烷塔，而富含異丙苯的蒸氣進入苯塔，在此分離出殘留的苯。然后用白土處理異丙苯除去烷基化反應(yīng)中副產(chǎn)的少量重質(zhì)物。從苯塔塔釜出來的高級芳烴，主要為二異丙苯（DIPB)，DIPB在烷基轉(zhuǎn)移工段再反應(yīng)生成異丙苯。
以上兩個方法生產(chǎn)異丙苯時，CN1037699采用了設(shè)置脫丙烷塔脫除丙烷，而W089/10910則是先將反應(yīng)產(chǎn)物減壓閃蒸后，含丙烷和苯的氣相物料進入脫丙烷塔脫除丙烷。這兩個方法盡管工藝流程有所不同，但是同樣都設(shè)置了脫丙烷塔，存在著分離塔數(shù)量多、能耗較大的缺點。
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是以往技術(shù)在生產(chǎn)異丙苯時存在工藝流程不合理，僅含有少量丙烷的烷基化反應(yīng)產(chǎn)物先通過一座脫丙烷塔進行分離后，再經(jīng)過苯塔、異丙苯塔等才得到異丙苯產(chǎn)品，由此而造成能耗較高的問題，提供一種新的工藝方法。該方法具有能耗低、流程簡單等特點。
為了解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種異丙苯的生產(chǎn)方法，包括以下步驟：
a)在烷基化催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和丙烯的混合原料進入至少含有二段催化劑床層的烷基化反應(yīng)器，經(jīng)過液相烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)液進入苯塔；
b)在烷基轉(zhuǎn)移催化劑存在下，包括新鮮苯、循環(huán)苯和回收的多異丙苯進入烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器進行液相烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進入苯塔；
c)烷基化反應(yīng)液以及烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)液進入苯塔中部，新鮮苯從苯塔中上部進入，塔頂氣相物料進入塔頂冷凝器冷凝后進入回流罐，不凝氣從塔頂回流罐排放進入d)步驟，側(cè)線抽出的苯作為原料進入烷基化反應(yīng)器和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器，苯塔塔釜液進入e)步驟；
d)從c)步驟來的含有苯的丙烷氣體進入吸收塔底部，從f)步驟來的多異丙苯作為吸收液從塔頂部進入，丙烷從塔頂排出，吸收了苯的多異丙苯從塔釜排出進入b)步驟的燒基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器；
e)從c)步驟來的塔釜液進入異丙苯塔進行分離，塔頂?shù)玫疆惐疆a(chǎn)品，塔釜液進入f)步驟；
f)從e)步驟來的塔釜液進入多異丙苯塔進行分離，多異丙苯從塔頂或塔上部側(cè)線采出后作為吸收液進入c)步驟的吸收塔，多異丙苯塔底采出重組份。
上述技術(shù)方案中，原料丙烯的摩爾濃度為70?100 % ;新鮮苯的質(zhì)量濃度為99. 0?100% ;烷基化反應(yīng)液中含有丙烷、苯、異丙苯和多異丙苯組份，其中丙烷的的摩爾濃度為0. 001?20% ;烷基化反應(yīng)液不經(jīng)過其他分離設(shè)施而直接進入苯塔分離，苯塔的理論塔板數(shù)為20-100，苯塔操作壓力為0. 0?1. 0MPa (g)，優(yōu)選范圍為0. 1?0. 6MPa(g)，塔頂操作溫度為7?200°C，優(yōu)選范圍為80?150°C，塔釜操作溫度為150? 300°C，優(yōu)選范圍為200?2500C ;原料苯進入苯塔靠近上部的位置，在苯塔上部但在原料苯入口位置的下方抽出用于烷基化和烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的苯原料；經(jīng)過苯塔塔頂冷凝器冷凝后的溫度為80?150°C，優(yōu)選范圍為90?130°C ;苯塔塔頂?shù)玫降牟荒龤馕锪现斜榈哪枬舛葹?)90%，優(yōu)選范圍為10)70% ;苯塔側(cè)線采出的苯物流中苯的質(zhì)量濃度為70?100%，優(yōu)選范圍為85?100%，側(cè)線采出位置為從上往下數(shù)第2)30層塔盤，優(yōu)選范圍為5?15 ;含苯的丙烷尾氣采用吸收塔回收苯，吸收液為來自多異丙苯塔分離出的多異丙苯物料，吸收塔操作壓力為0. 0?1. 0MPa(g)，優(yōu)選范圍為0.1?0. 6MPa(g)，操作溫度為20?80°C，優(yōu)選范圍為30?60°C，理論塔板數(shù)為5?50，優(yōu)選范圍為10?30 ;異丙苯塔操作壓力為-0.1?1. 0MPa(g)，優(yōu)選范圍為0. 0?0. 5MPa(g)，操作溫度為80?250°C，優(yōu)選范圍為100?200°C，塔釜溫度為150)300°C，優(yōu)選范圍為180?250°C，理論塔板數(shù)為10) 100，優(yōu)選范圍為20?60 ;多異丙苯塔操作壓力為-0.1?0. 5MP(g)，優(yōu)選范圍為-0. 1?0.1MPa(g)，操作溫度為80℃?250°C,優(yōu)選范圍為100°C?200°C，塔釜操作溫度為150?300°C，優(yōu)選范圍為180?250°C，理論塔板數(shù)為10?100，優(yōu)選范圍為20?60。
[0016] 本發(fā)明中，含有丙烷的烷基化液不采用傳統(tǒng)工藝使用的脫丙烷塔脫除丙烷，而是直接進入苯塔，苯塔頂設(shè)置分凝器，控制凝液溫度在較高的水平，使丙烷以不凝氣形式從苯塔塔頂回流罐排出，該股不凝氣中不可避免的攜帶了較多的苯，因此，為了回收該股物料中的苯，本發(fā)明采用吸收工藝，用來自多異丙苯塔的多異丙苯作為吸收劑從吸收塔頂部進入，在吸收塔中，從苯塔來的丙烷氣中的苯被吸收，而大部分的丙烷則以氣相形式從吸收塔塔頂回流罐排出，實現(xiàn)了丙烷的分離，從吸收塔塔釜排出的吸收液則可作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料送到烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)器。采用本發(fā)明的丙烷脫除工藝，省略了傳統(tǒng)異丙苯裝置中的脫丙烷塔系統(tǒng)，其中包括：脫丙烷塔、塔頂冷凝器、塔釜再沸器、回流罐及回流泵等一系列設(shè)備以及相應(yīng)的控制措施；盡管新增了一座吸收塔，但該塔無需再沸熱源便可將丙烷氣中的苯吸收下來，實現(xiàn)丙烷和苯的分離，吸收劑就是本裝置內(nèi)的多異丙苯物料，吸收了苯的多異丙苯無需進行分離就可直接作為烷基轉(zhuǎn)移反應(yīng)的原料。因此，采用本發(fā)明工藝，省略了脫丙烷塔所需的再沸蒸汽，能耗得以下降，適用于不同濃度丙烯原料的異丙苯生產(chǎn)工藝，取得了較好的技術(shù)效果。
以摩爾濃度為95%的丙烯和質(zhì)量濃度為99. 8%的苯為原料，烷基化和烷基轉(zhuǎn)移催化劑采用Beta沸石作為催化劑。采用圖2工藝技術(shù)生產(chǎn)異丙苯。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯和丙烯烷基化反應(yīng)后的反應(yīng)產(chǎn)物中丙烷的摩爾含量為2. 5%。苯塔采用60層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 25MPa(g)，塔頂分凝器控制溫度為100°C，從苯塔回流罐排出含丙烷的氣體進入吸收塔，該股氣相物料中丙烷摩爾濃度為37. 7%，苯摩爾濃度為49. 9%，其他非芳12. 4mol%。該股物料進入吸收塔底部，從多異丙苯塔來的多異丙苯作為吸收劑從塔頂送入，吸收塔塔頂操作壓力為0. 15MPa(g)，吸收后從塔頂排出的不凝氣中丙烷的摩爾濃度為95mol%。異丙苯塔采用50層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為0. 02MPa(g)，塔頂操作溫度為158°C。多異丙苯塔采用40層浮閥塔盤，塔頂操作壓力為20KPa(a)，塔頂溫度為130°C。采用該技術(shù)方案后，從異丙苯塔塔頂?shù)玫?5噸/小時純度為99. 97被％的異丙苯產(chǎn)品。苯塔塔釜熱負荷為5. 5MW，需消耗4. 0MPa (g)蒸汽11. 3噸/小時。由于吸收塔無再沸器，故無蒸汽消耗。另外，本實施例與比較例I中的異丙苯塔和多異丙苯塔的熱負荷相同，蒸汽消耗也一樣，故不再列出這兩項數(shù)據(jù)。