芳烃的烷基化方法 技术领域 本发明一般涉及利用沸石催化剂如已经改性为形状选择性催化剂的铝硅酸盐沸 石使芳香化合物烷基化如使甲苯甲基化的方法， 所述方法涉及串联的反应器， 本发明更具 体地涉及在串联反应器中通过利用形状选择性沸石催化剂与级间分离 C8+ 芳烃来使甲苯甲 基化以产生对 - 二甲苯 (p- 二甲苯 ) 的方法。
背景技术
甲苯甲基化 (TM) 是甲苯与甲醇产生二甲苯的催化反应， 如下所示 ：甲苯甲基化为等摩尔反应， 即一摩尔甲苯与一摩尔甲醇反应。
沸石为由连接在一起以将不同环和笼结构形成为晶态骨架的铝取代 SiO4 四面体 单元组成的结晶固体， 可用作甲苯甲基化的催化剂。沸石的物理结构非常多孔， 具有大的 内、 外表面积。由于位阻和电子效应， 沸石可以是形状选择性催化剂。形状选择性可通过改 性沸石获得， 例如使沸石孔口尺寸变窄、 使沸石外表面失活或改变沸石酸度。 在沸石上沉积 某些化合物或元素如含铁、 锌、 磷的化合物、 稀土金属氧化物等可使其更具形状选择性。
在通过甲苯甲基化合成 p- 二甲苯中， 甲苯的转化率和 p- 二甲苯的选择性 ( 即二 甲苯异构体中 p- 二甲苯的浓度 ) 具有商业重要性。对 - 二甲苯 (PX) 作为大量应用中的大 体积化学中间体具有特别的价值， 可用在对苯二甲酸酯的制备中， 对苯二甲酸酯是制备 PET 的中间体。以至少 85％或至少 90％的浓度产生对 - 二甲苯的方法将是有利的。
除甲苯的甲基化外， 还可能发生许多竞争副反应。 甲醇可与其自身反应形成烯烃。 甲苯可被过度烷基化形成 C9+ 芳烃。
美国专利 4,761,513 公开了一种用于芳烃烷基化的多级方法， 其中通过向各个反
应器中成比例地加入液相和气相的烷基化试剂以提供骤冷来控制反应器中的温度。 从最后 的反应区回收烷基化产物。
美国专利 6,642,426 公开了一种在流化床反应器中烷基化芳烃的方法， 其中一部 分烷基化试剂同芳烃反应物一起引入或在芳烃反应物近旁引入， 一部分从引入芳烃反应物 的位置的下游注入， 例如沿反应器的流动轴注入流化床中或注入到两个单独的分立流化床 之间的区域中。
美国专利 4,337,718 公开了一种在多个单独的串联连接的固定催化剂层中产生 p- 二甲苯的多级方法， 其中甲苯与氢一起进料到仅第一级中并依次通过各个后续的固定催 化剂层， 将甲基化试剂进料到各个固定催化剂层中。
美国专利 7,321,072 公开了一种在流动反应器中于 250 ～ 500℃的温度下通过甲 苯的选择性甲基化产生 p- 二甲苯的方法， 其中甲苯、 甲醇和所加水的反应混合物与沸石催 化剂间的接触时间低于 1 秒。所述方法可在一个一个单独的或相连形成多床催化反应器的 固定、 移动或流化状态的催化剂床中进行。任选地， 在多床装置中， 可在床间向反应混合物 中引入额外的甲醇以提高转化率。
提高二甲苯混合产物流中 p- 二甲苯的浓度使得可更易于实现 p- 二甲苯从 o- 二 甲苯和 p- 二甲苯中分离的方法将是有利的。 发明内容
本发明涉及一种在一系列反应器中烷基化芳烃的方法， 包括 ：
a) 在第一反应器中使芳香化合物与烷基化试剂在形状选择性沸石催化剂的存在 下在适于芳烃烷基化的反应条件下接触 ；
b) 从第一反应器移出产物流 ；
c) 从来自第一反应器的产物流分离包含第一反应器中所产生的所有 C8+ 芳烃的至 少 50％的流 ；
d) 向第二反应器中引入另外的烷基化试剂和来自第一反应器的剩余产物流 ；
e) 从最后的反应器移出产物流 ； 和
f) 从最后的反应器的产物流和所述分离出的包含一个或更多个反应器中所产生 的所有 C8+ 芳烃的至少 50％的一个或更多个流中分离对 - 二甲苯。
可合并 C8+ 芳烃流并可分出所需的一种或更多种产物。芳香化合物的一个实例为 甲苯， 烷基化试剂的一个实例为甲醇， 所需产物的一个实例为对 - 二甲苯。沸石催化剂可以 是磷含量为 0.01 到约 0.15 克磷每克沸石的经磷处理的沸石， 所述沸石可以是 ZSM-5- 型沸 石。本发明的方法串联地进行， 具有至少两个反应器并具有最后的反应器， C8+ 芳烃不必从 该最后的反应器的产物流分离出。除任选地最后的反应器外， 从来自各个反应器的产物流 分离出约 50％到约 100％的 C8+ 芳烃。所述芳香化合物可以是甲苯， 所述烷基化试剂可以是 甲醇。为减少副反应， 甲苯∶甲醇摩尔比不是等摩尔即 1 ∶ 1， 而是甲苯摩尔过量， 即大于 1 ∶ 1 并可能在 2 ∶ 1 到 20 ∶ 1 范围内。甲苯的转化率可能在 5％到 50％范围内。 附图说明
图 1 为实施例 1、 2、 3、 4 和 5 的流的％甲苯转化率和％ p- 二甲苯选择性对操作时间 (hours on stream) 的曲线图。
图 2 为利用串联的反应器与中间分离 C8+ 芳烃的甲基化甲苯的方法的流程图。 具体实施方式
甲苯甲基化已知在沸石或沸石型催化剂特别是 ZSM-5- 型沸石催化剂上进行。通 常， 由甲苯的甲基化形成邻 (o)-、 间 (m)- 和对 (p)- 二甲苯的热力学平衡混合物。在约 500℃的反应温度下， o-、 m- 和 p- 二甲苯的热力学平衡组成可以分别为约 25、 50 和 25 摩 尔％。但这样的甲苯甲基化可在宽的温度范围上进行。
期望高纯级 (99+ ％ )p- 二甲苯用于其氧化形成对苯二甲酸的方法。因此， 需要 p- 二甲苯的浓度比平衡浓度高。
沸石是一种结晶的水合铝硅酸盐， 其还可能含其它金属如钠、 钙、 钡和钾， 并具 有离子交换性能 (Encarta World English Dictionary[North American Edition] &(P)2001 Microsoft Corporation)。 沸石的实例为本领域中熟知的 ZSM-5、 ZSM-11、 ZSM-5/ ZSM-11 中间体、 ZSM-12、 ZSM-21、 ZSM-22、 ZSM-23、 ZSM-35、 ZSM-38、 ZSM-48、 ZSM-50、 MCM-22、 沸石 L、 沸石 β 和丝光沸石。本发明包括将沸石改性为形状选择性催化剂。 ZSM-5 沸石为多孔材料， 含以 10- 元氧环构成的相交的二维孔结构。具有这样的 10- 元氧环孔结构的沸石常分类为中孔沸石。本文中用到的表述 “ZSM-5- 型” 意在指与 ZSM-5 沸石同结构地相同的那些沸石。此外， 在本文中， 表述 “ZSM-5” 和 “ZSM-5- 型” 也可 互换地使用而相互涵盖， 且不应理解为具有限制意义。
ZSM-5 沸石催化剂及其制备在美国专利 3,702,886 中有述， 该专利通过引用并入 本文中。 在本发明中， ZSM-5 沸石催化剂可包括改性前二氧化硅 / 氧化铝摩尔比为 200 或更 高、 更特别是约 250 到约 500 的那些。起始的 ZSM-5 可以呈 NH4+ 或 H+ 形式并可含痕量的其 它阳离子。已经证明用含磷化合物改性 ZSM-5- 型沸石将为催化剂提供形状选择性， 从而与 未经改性的催化剂相比在用于甲苯甲基化中时产生比热力学平衡值显著更高的量的 p- 二 甲苯。已经证明这样的改性将提供高于 80％的 p- 二甲苯选择性。
ZSM-5- 型沸石可通过利用含磷化合物处理来改性， 所述含磷化合物包括但不限于 膦酸、 三价膦酸、 亚磷酸和磷酸、 这类酸的盐和酯及卤化磷。特别地， 可使用磷酸 (H3PO4) 和 磷酸氢铵 ((NH4)2HPO4) 作为含磷化合物来为甲苯甲基化催化剂提供形状选择性以提供提高 的 p- 二甲苯选择性。这样的改性催化剂可包含量为约 0.01 到约 0.15g P/g 沸石、 更特别 是约 0.02 到约 0.13g P/g 沸石、 更特别是约 0.07g P/g 沸石到约 0.12g P/g 沸石、 还更特 别是约 0.09g P/g 沸石到约 0.11g P/g 沸石的磷 (P)。磷处理后， 可将经磷处理的沸石干 燥。
可使 P- 改性 ZSM-5 催化剂与芳烃和烷基化试剂的适宜进料在烷基化反应条件下 接触以进行芳烃烷基化。所述催化剂特别用于使用甲苯 / 甲醇进料的甲苯甲基化。也可使 用气体共进料。共进料气体可包括氢或惰性气体。本文中用到的表述 “烷基化进料” 意在 涵盖芳香化合物和烷基化试剂。本文中用到的表述 “甲基化进料” 意在涵盖甲苯和甲醇的 进料。
除任何共进料气体外， 还可向反应器中引入可为蒸汽形式的水作为与烷基化进料 一起的共进料。 用于甲基化反应的水和蒸汽可在烷基化反应的起动期间与或不与氢或惰性
气体一起作为与烷基化进料的共进料引入反应器， 或者其可在初始起动之后引入。在任一 情况下均可加入液态水并在其与共进料气体 ( 如果有的话 ) 和烷基化进料混合之前汽化。 在 2006 年 6 月 13 日授权的名为 “Toluene Methylation Process” 的美国专利 7,060,864 和 2006 年 3 月 6 日授权的作为部分继续申请的名为 “Toluene Methylation Process with Increased Methanol Selectivity” 的美国专利 7,186,872 中记载了水共进料的使用， 二者 均通过引用并入本文中。
甲 苯 甲 基 化 或 其 它 芳 烃 烷 基 化 的 反 应 器 压 力 可 不 同， 但 通 常 在 约 10 到 约 1000psig 范围内。反应器温度可不同， 但通常在约 400 到约 700℃范围内。在向反应器中 引入进料后， 可将催化剂床温度调节至选定的反应温度以实现所需的转化率。可以约 1℃ / 分钟到约 10℃ / 分钟的速率逐渐提高温度以提供所需的最终反应器温度。 实施例中用到的 反应器温度指在反应器的催化剂床的入口处测得的温度。
反应可在各种通常用于进行芳烃烷基化反应的不同反应器中进行。 单个或多个串 联和 / 或并联的反应器适于进行芳烃烷基化。当使用串联的多个反应器时， 可向进入第二 和后续的反应器的产物流中加入甲醇和 / 或甲苯。
本发明的芳烃烷基化方法在一系列反应器中进行， 其中在将第一反应器流出物与 另外投入的甲醇一起通到第二反应器之前， 从来自第一反应器的流出物分离出 C8+ 芳烃如 对 - 二甲苯、 间 - 二甲苯、 邻 - 二甲苯、 乙苯和含九个或更多个碳原子的芳烃。类似地， 来自 第二反应器的流出物 ( 其中将 C8+ 芳烃从来自第二反应器的流出物分离出 ) 可与另外的甲 醇一起投入第三反应器。来自各个反应器的剩余 ( 未转化 ) 甲苯的量取决于单程转化率， 因此， 从第一反应器到第二反应器及从第二反应器到第三反应器等， 进料中甲苯的浓度将 降低。从各个反应器的流出物分离后的 C8+ 芳烃流可合并在一起并分离成对 - 二甲苯产物 流和其它 C8+ 芳烃如间 - 二甲苯、 邻 - 二甲苯和乙苯的另一流。本发明中具有至少两个串 联的反应器、 以及最后的反应器， C8+ 芳烃不必从该最后的反应器的产物流分离出。第二反 应器可以是最后的反应器， 或者除第一反应器之外可以还有一个或更多个 C8+ 芳烃从其产 物流分离出的反应器。从所有反应器的产物流分离出反应器中产生的所有 C8+ 芳烃的至少 50％， 任选地， 最后的反应器例外。可从最后的反应器的产物流分离出对 - 二甲苯而不是先 分离出该最后的反应器中所产生的所有 C8+ 芳烃。 从反应器的产物流分离出的 C8+ 芳烃的量 可在约 50％到约 100％范围内、 或在约 50％到约 75％范围内。
本发明的一个实施方案 ( 如图 2 中所示 ) 的方法的特征可在于包括如下步骤 ： 向 保持在有效产生包含氢、 轻质烃、 甲苯和 C8+ 芳烃的甲基化流出物流的条件下的第一甲基化 区中加入含甲苯、 甲醇、 水和氢的进料流 ； 将来自第一甲基化区的甲基化流出物流通到保持 在有效地将进入的烃分离成包含甲苯的第一工艺流和包含 C8+ 芳烃的第二工艺流的条件下 的第一分离区中 ； 将第一工艺流与另外的甲醇一起加入保持在有效产生包含氢、 轻质烃、 甲 苯和 C8+ 芳烃的甲基化流出物流的条件下的第二甲基化区中 ； 将包含 C8+ 芳烃的第二工艺流 通到保持在有效回收包含优选的 C8+ 芳烃异构体如对 - 二甲苯的最终产物流的条件下的中 心分离区中 ； 将来自第二甲基化区的甲基化流出物流通到保持在有效地将进入的烃分离成 包含甲苯的第三工艺流和包含 C8+ 芳烃的第四工艺流的条件下的第二分离区中 ； 将包含 C8+ 芳烃的第四工艺流通到保持在有效回收包含优选的 C8+ 芳烃异构体如对 - 二甲苯的最终产 物流的条件下的中心分离区中 ； 向最后的反应器中进料另外的甲醇和从倒数第二反应器的产物流分离出的包含甲苯的工艺流 ； 将来自第一甲基化区的甲基化流出物流通到保持在有 效回收包含优选的 C8+ 芳烃异构体如对 - 二甲苯的最终产物流的条件下的中心分离区中。
对 - 二甲苯与其它异构体的分离费用高昂。C8+ 芳烃的级间分离避免了优选的 C8+ 芳烃异构体与非优选的 C8+ 芳烃异构体的分离中的过度能量成本。回收对 - 二甲苯有三种 商业技术 ： 分馏、 结晶和吸附， 其可单独地或组合地使用以降低资本成本。
在分馏中， 反应产物以气态形式产生并通过例如冷凝从反应器出口流收集和回 收。随后用常规蒸馏和回收装置分馏烃液。
用于分离和回收优选的 C8+ 芳烃异构体如对 - 二甲苯、 间 - 二甲苯、 邻 - 二甲苯或 乙苯的低温下选择性结晶可以是单级结晶， 然后用洗涤溶剂 ( 其后来从所需的 C8+ 芳烃异 构体分离出 ) 进行简单处理， 可产生例如 99.2％纯度的对 - 二甲苯。该方法还见述于美国 专利 3,916,018 中。通过增加另外的结晶阶段或按其物理性质分离所产生的各种类型的晶 体， 可获得更高的优选 C8 芳烃异构体纯度， 这也在美国专利 3,916,018 中有述。
在 Parex 方法中， 液相吸附利用 x- 和 y- 型沸石来优先吸附一种二甲苯异构体。 然后使用随后的脱附步骤来脱附该优先吸附的组分。该方法可如美国专利 3,626,020 中所 述在 40℃到约 200℃的温度范围内和约大气压到约 33000kPa 的压力范围内进行。可使用 x- 型沸石吸附剂来回收邻二甲苯 ( 如美国专利 4,529,828 中所述 ) 或乙苯 ( 如美国专利 4,497,972 中所述 )。 分离对 - 二甲苯后剩余的邻 - 二甲苯和间 - 二甲苯可经异构化产生二甲苯的平衡 混合物。乙苯可被异构化为二甲苯或脱烷基化为苯和乙烷。
前面一般性地描述了本发明， 下面给出了实施例作为本发明的特定实施方案并以 示意本发明的实施和优势。应理解， 这些实施例以示意方式给出而非意在以任何方式限制 本发明、 说明书或权利要求书。
本文中用到的催化活性可表示为转化的甲苯占甲苯进料的摩尔数的摩尔％并可 由下式定义 ：
摩尔％甲苯转化率＝ [(Ti-To)/Ti]×100 (1)
其中， Ti 为甲苯进料的摩尔数， To 为未反应的甲苯的摩尔数。本文中用到的混合 二甲苯的选择性可表示为 ：
摩尔％混合二甲苯选择性＝ [Xtx/(Ti-To)]×100 (2)
其中， Xtx 为产物中混合 (o-、 m- 或 p-) 二甲苯的摩尔数。
本文中用到的 p- 二甲苯选择性可表示为 ：
摩尔％ p- 二甲苯选择性＝ (Xp/Xtx)×100 (3)
其中， Xp 为 p- 二甲苯的摩尔数。
本文中用到的甲醇转化率可表示为 ：
摩尔％甲醇转化率＝ [(Mi-Mo)/Mi]×100 (4)
其中， Mi 为甲醇进料的摩尔数， Mo 为未反应的甲醇的摩尔数。
本文中用到的甲苯甲基化的甲醇选择性可表示为 ：
摩尔％甲醇选择性＝ [Xtx/(Mi-Mo)]×100 (5)
其中， Xtx 为混合 (o-、 m- 或 p-) 二甲苯的摩尔数， Mi 为甲醇进料的摩尔数， Mo 为未 反应的甲醇的摩尔数。
实施例
催化剂制备
P- 改 性 ZSM-5 定 制 催 化 剂 如 下 制 备 ： 利 用 SiO2/Al2O3 摩 尔 比 为 250 ～ 300 的 NH4-ZSM-5 沸石粉， 通过用含 P 化合物处理、 然后在约 550℃的最大温度下加热。将 P/ZSM-5 沸石与 20％的氧化铝 ( 作为粘合剂 ) 结合并挤出以制备直径 1/16- 英寸的圆柱形催化剂。 将该挤出的催化剂在约 550℃的最大温度下煅烧或加热。 结合前 P- 改性 ZSM-5 和挤出的催 化剂的分析示于表 1 中。
表1
实施例 1
在固定床、 连续流动类型的反应器 (OD 1/2- 英寸的 316- 不锈钢管 ) 中试验如上 所述挤出的催化剂 A 用于甲苯甲基化反应。在反应器中装载 5.4ml 催化剂料 ( 催化剂尺 寸： 20 ～ 40 目 )。通过在氢气流 (200cm3/ 分钟 ) 下缓慢升高催化剂床温度 ( 约 5℃ / 分 钟 ) 到 200℃至少一小时来干燥催化剂。通过引入 200℃的水蒸汽 (2.2 毫摩尔 / 分钟 ) 和 H2 载气 (459cm3/ 分钟 ) 过夜来对催化剂进行蒸汽处理。于 200℃下向反应器中引入预混的 甲苯和甲醇进料 ( 摩尔比 4.5/1.0)、 共进料氢和水。催化剂试验条件示于表 2 中。液时空 速 (LHSV)[ 基于甲基化进料 ( 甲苯加甲醇 )] 保持在约 2 小时 -1， 进料并保持共进料 H2 气以 提供约 8 ～ 9 的 H2/ 甲基化进料摩尔比。水在引入到反应器之前汽化。H2O/ 甲基化进料摩 尔比为 0.8 ～ 0.9， 反应器入口压力为约 20psig。 在于 200℃下向反应器中引入所有进料和 共进料后将催化剂床入口温度缓慢增至 495℃。将床入口温度保持在约 495℃以监测甲苯 转化率和 p- 二甲苯选择性。进料和产物流 ( 不包括 H2 和 H2O) 分析示于表 A 中。图 1 示出 了在不同操作时间的甲苯转化率和 p- 二甲苯选择性。如图 1 中所示， 在按实施例 2 在进料 中加入 C8+ 芳烃之前的 310 小时的操作时间期间， p- 二甲苯选择性从约 95.1 增至 95.9％而 甲苯转化率从约 13.7％降至 13.4％。
表2： 实施例 1 的试验条件
实施例 2
在实施例 1 中运转约 312 小时后， 通过加入甲苯甲基化反应中所产生的 C8+ 芳烃 产物 ( 混合的二甲苯、 乙基甲苯和三甲苯 ) 改变反应器进料组成。除改变进料组成外， 对反 应器条件不作任何其它改变。试验条件示于表 3 中。进料和产物流 ( 不包括 H2 和 H2O) 分 析示于表 A 中。图 1 示出了在不同操作时间的甲苯转化率和 p- 二甲苯选择性。如表 A 中 所示， 在 295 小时的操作时间时产生了约 1.45g( 每小时 )C8+ 芳烃 ( 实施例 1)， 并将约 49％ 或 0.71g( 每小时 ) 的该 C8+ 芳烃加到进料中以影响在混合二甲苯中 p- 二甲苯的组成。如 图 1 中所示， 当向进料中加入包括混合二甲苯的 C8+ 时， p- 二甲苯选择性从 95.9％降至约 95.3％。甲苯转化率略微降低。
表3： 实施例 2 的试验条件
实施例 3
在实施例 2 中运转约 504 小时后， 通过加入甲苯甲基化反应中所产生的 C8+ 芳烃产 物 ( 混合的二甲苯、 乙基甲苯和三甲苯 ) 改变进料组成。除改变进料组成外， 对反应器条件 不作任何其它改变。试验条件示于表 4 中。进料和产物流 ( 不包括 H2 和 H2O) 分析示于表 A 中。图 1 示出了在不同操作时间的甲苯转化率和 p- 二甲苯选择性。如表 A 中所示， 在 295 小时的操作时间时产生了约 1.45g( 每小时 )C8+ 芳烃 ( 实施例 1)， 并将约 76％或 1.1g( 每 小时 ) 的该 C8+ 芳烃加到进料中以影响在混合二甲苯中 p- 二甲苯的组成。如图 1 中所示， 当向进料中加入包括混合二甲苯的 C8+ 时， p- 二甲苯选择性从 95.9％ ( 实施例 1) 降至约 95.0％。甲苯转化率因进料组成改变而降低但在过程 ( 操作时间 335 小时到 504 小时 ) 中 保持几乎不变。
表4： 实施例 3 的试验条件
实施例 4
在实施例 3 中运转约 672.5 小时后改变进料组成 ； 甲苯甲基化进料中不存在任何 C8+ 芳烃。除改变进料组成外， 对反应器条件不作任何其它改变。试验条件示于表 5 中。进 料和产物流 ( 不包括 H2 和 H2O) 分析示于表 A 中。 图 1 示出了在不同操作时间的甲苯转化率 和 p- 二甲苯选择性。如表 A 和 5 中所示， 进料不含 C8+ 芳烃。进料中没有 C8+ 芳烃时， p- 二
甲苯选择性从约 95％ ( 实施例 3) 增至 96％或更高。甲苯转化率因进料组成改变而降低但 在过程 ( 操作时间 672.5 小时到 840.0 小时 ) 中保持几乎不变。
表5： 实施例 4 的试验条件
实施例 5
在实施例 4 中运转约 840 小时后， 通过加入甲苯甲基化反应中所产生的 C8+ 芳烃产 物 ( 混合的二甲苯、 乙基甲苯和三甲苯 ) 改变进料组成。除改变进料组成外， 对反应器条件 不作任何其它改变。试验条件示于表 6 中。进料和产物流 ( 不包括 H2 和 H2O) 分析示于表 A 中。图 1 示出了在不同操作时间的甲苯转化率和 p- 二甲苯选择性。如表 A 和 6 中所示， 在 840 小时的操作时间时产生了约 1.306g( 每小时 )C8+ 芳烃 ( 实施例 4)， 并将约 100％或 1.304g( 每小时 ) 的该 C8+ 芳烃加到进料中以影响混合二甲苯中 p- 二甲苯的组成 ( 参见表 A 中操作时间 888.3 小时 )。通过调节其在进料中的含量 ( 参见表 6) 使甲苯与甲醇的摩尔 比保持在 4.5。如图 1 中所示， 当向进料中加入包括混合二甲苯的 C8+ 时， p- 二甲苯选择性 从 96.3％ ( 实施例 4) 降至约 95.0％。甲苯转化率因进料组成改变而降低但在过程 ( 操作 时间 840.0 小时到 983.9 小时 ) 中保持几乎不变。
表6： 实施例 5 的试验条件
表A这些实施例模拟了串联反应器并证实了从来自串联反应器的中间产物流分离 C8+ 芳烃对甲苯的甲基化中以产生对 - 二甲苯所用催化剂的形状选择性的影响。实施例 1 和 4 模拟了串联的第一反应器， 因为仅甲醇和甲苯被进料到反应器中。应指出， 产生了 C8+ 芳烃 (p- 二甲苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 )。实施例 2、 3和5模 拟了下游反应器， 即串联的第一反应器之后的反应器， 在进料到下游反应器之前第一反应 器中所产生的 C8+ 芳烃中的一些被移出或全部未移出。实施例 2 说明了 C8+ 芳烃 (p- 二甲 苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 ) 的部分移出， 因为除甲醇和甲 苯外， 进料还含实施例 1 中所产生的量的约 50％的水平的 C8+ 芳烃 (p- 二甲苯、 m- 二甲苯、
o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 )。对 p- 二甲苯的选择性从实施例 1(95.92％ ) 到实施例 2(95.23％ ) 降低。 在实施例 3 中， 进料含实施例 1 中所产生的量的约 75％的水平 的 C8+ 芳烃 (p- 二甲苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 )。对 p- 二 甲苯的选择性从实施例 1(95.92％ ) 到实施例 3(95.01％ ) 进一步降低。在实施例 4 中， 如 实施例 1 中那样， 仅甲醇和甲苯被进料到反应器中。对 p- 二甲苯的选择性回到实施例 1 的 水平。在实施例 5 中， 进料含实施例 4 中所产生的量的约 100％的水平的 C8+ 芳烃 (p- 二甲 苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 )。对 p- 二甲苯的选择性从实 施例 4(96.30％ ) 到实施例 5(95.01％ ) 降低。来自表 A 的关于 p- 二甲苯选择性的结果及 用于进料到下游反应器的 C8+ 芳烃剩余百分数汇总在下表 B 中。
表B
这些结果表明， 如果不从串联的反应器的中间产物流分离出 C8+ 芳烃 (p- 二甲苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 )， 则 p- 二甲苯选择性将降低。从第 一和各个中间反应器即除串联的最后的反应器之外的所有反应器的中间产物流移出至少 50％的 C8+ 芳烃 (p- 二甲苯、 m- 二甲苯、 o- 二甲苯、 p- 乙基甲苯和 1， 2， 3- 三甲基苯 ) 将是 有利的。
对 - 二甲苯可用于产品如对苯二甲酸、 对苯二甲酸二甲酯、 聚对苯二甲酸乙二醇 酯聚合物等中， 其进而可用来制备合成纤维， 合成纤维是一种数百万美元的高容量 (high volume) 行业。在对 - 二甲苯的生产中， 即便是工艺中一个小小的改进也将改善该大规模 经济的成本效率。伴随甲苯甲基化方法的一个问题在于， 芳烃的分离或萃取可能大大增加 对 - 二甲苯的生产成本。分离能力必须与甲苯甲基化反应产生与对 - 二甲苯的选择性相适 应。对 - 二甲苯作为单独的馏分与其它芳烃产物的分离可能需要在附加的或较大的装置方 面投入相当大的资金。
典型分离程序 ( 其可单独地或组合地使用 ) 包括昂贵的从其它芳烃中分馏、 结晶 和吸附对 - 二甲苯， 其中一些其它芳烃可被再循环。本领域技术人员应理解， 分离过程的花 费与所需的分离程度成比例。由于本发明的方法所产生的产物具有相当高的量的对 - 二甲 苯 (95％或更高 )， 故对 - 二甲苯的分离可能是简单而相对廉价的程序， 其消除或减少了费 用高昂的二次和三次处理程序。因此， 通过提高对对 - 二甲苯的选择性同时保持工业可接 受的转化率水平地由甲苯生产 p- 二甲苯的方法将显著节省成本。
鉴于上面的考虑， 很明显， 用于形状选择性烃转化的催化剂和方法对于改善适用 于工业制造的材料的质量和收率是关键性的。 因此， 本发明所解决的问题之一在于 ： 通过提 供在将反应器流出物与另外投入的甲醇催化剂一起通到下一反应器之前从其中反应器串 联的各个反应器的产物流流出物分离出 C8+ 芳烃的方法， 克服了甲苯甲基化方法中的限制。
此级间分离方法使得烃转化过程具有改进的对 - 二甲苯选择性且成本降低。
很明显， 按照上面的教导， 本发明可能有大量改变和变型。因此应理解， 在附随的 权利要求书的范围内， 可以以除本文中具体描述之外的方式来实施本发明。