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1、(19)中华人民共和国国家知识产权局 (12)发明专利 (10)授权公告号 (45)授权公告日 (21)申请号 201410558647.6 (22)申请日 2014.10.20 (65)同一申请的已公布的文献号 申请公布号 CN 105585416 A (43)申请公布日 2016.05.18 (73)专利权人 中国石油化工股份有限公司 地址 100728 北京市朝阳区朝阳门北大街 22号 专利权人 中国石油化工股份有限公司石油 化工科学研究院 (72)发明人 崔守业唐津莲王新 (74)专利代理机构 北京英创嘉友知识产权代理 事务所(普通合伙) 11447 代理人 周建秋王浩然 (51)In。
2、t.Cl. C07C 15/06(2006.01) C07C 2/86(2006.01) C07C 2/88(2006.01) C07C 15/08(2006.01) C07C 15/46(2006.01) B01J 29/40(2006.01) B01J 29/70(2006.01) B01J 29/90(2006.01) 审查员 陈东旭 (54)发明名称 一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的 方法 (57)摘要 本发明公开了一种含氧化合物与芳烃进行 烷基化反应的方法， 该方法包括： 将含氧化合物 和芳烃送入提升管反应器中与烷基化催化剂接 触并在烷基化条件下发生烷基化反应， 得到烷基 化产物。
3、； 待生催化剂经过催化剂料斗进入流化床 再生器进行再生后， 再通过催化剂料斗循环回反 应器。 本发明的方法， 通过催化剂料斗的使用， 可 灵活调节反应器和再生器的操作压力， 不仅可以 降低反应器的尺寸， 而且完全避免了烃类气流和 含氧气流的接触， 更加安全可靠。 权利要求书2页 说明书9页 附图2页 CN 105585416 B 2018.09.28 CN 105585416 B 1.一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法， 该方法包括： 连续地将含氧化合物和芳烃送入提升管反应器中与烷基化催化剂接触并在烷基化条 件下发生烷基化反应， 产生富含烷基化产物的油气和积碳的待生催化剂； 使富含烷基化。
4、产物的油气和待生催化剂分离， 将分离后的富含烷基化产物的油气送入 产品分离回收系统， 将待生催化剂从反应器引出并输送至待生催化剂接收器； 将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过催化剂料斗直接输送到流化床再生器， 或者 通过催化剂料斗先输送至待生催化剂进料器后再输送至流化床再生器， 并在流化床再生器 中在含氧气氛下进行烧焦再生， 得到再生催化剂； 控制所述提升管反应器中的反应压力与 所述流化床再生器中的再生压力之比为3100:1； 将再生催化剂直接输送到催化剂料斗， 或先从流化床再生器引出并输送至再生催化剂 接收器， 然后再输送至催化剂料斗； 将催化剂料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器， 然。
5、后将再生催化剂进料器中 的催化剂连续地返回到所述提升管反应器中。 2.根据权利要求1的方法， 该方法还包括： 从所述提升管反应器或所述待生催化剂接收 器中引出一部分待生催化剂； 将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后直接返 回到所述提升管反应器中， 或者输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回 到所述提升管反应器中； 所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生 催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管反应器中催化剂的连续运转。 3.根据权利要求1的方法， 其中， 所述提升管反应器为等直径提升管反应器、 等线速提 升管反应器、 变径提升管反应器或者提升管加。
6、密相床反应器。 4.根据权利要求1所述的方法， 其中所述含氧化合物为选自醇类、 醚类和脂类中的至少 一种， 所述芳烃为选自含苯环化合物中的至少一种， 其中， 所述含氧化合物和芳烃的摩尔比 为1:1010:1。 5.根据权利要求4的方法， 所述含氧化合物为甲醇、 乙醇、 甲醚、 乙醚、 甲乙醚、 碳酸二甲 酯和甲酸甲酯中的至少一种， 所述芳烃为甲苯。 6.根据权利要求1的方法， 其中， 该方法还包括： 通过设置在所述提升管反应器中下游 的一个或多个激冷介质线向所述提升管反应器中注入激冷介质； 所述激冷介质为激冷剂或 冷却的催化剂； 所述激冷剂为未预热的所述含氧化合物、 芳烃以及水中的至少一种。 。
7、7.根据权利要求1的方法， 其中， 所述烷基化催化剂为无定型硅铝催化剂或沸石催化 剂。 8.根据权利要求7的方法， 其中， 所述沸石催化剂包括沸石和载体； 所述沸石为选自 ZSM-5沸石、 X型沸石、 Y型沸石和具有五元环结构的高硅沸石、 镁碱沸石中的至少一种， 所述 载体为选自二氧化硅、 二氧化钛、 氧化铝和硅藻土中的至少一种。 9.根据权利要求8的方法， 其中， 所述沸石负载选自碱金属、 碱土金属、 稀土金属、 Zr、 Ti、 Co、 Mo、 Ni、 Pt、 Pd、 Cu、 Fe、 B、 Si、 P、 Sn和Pb中的至少一种。 10.根据权利要求1的方法， 其中， 所述烷基化反应条件为： 。
8、反应温度为200700， 反 应压力为0.510MPa。 11.根据权利要求10的方法， 其中， 所述烷基化反应条件为： 反应温度为350600， 反 应压力为13.5MPa。 权利要求书 1/2 页 2 CN 105585416 B 2 12.根据权利要求1的方法， 其中， 通过过滤器使富含烷基化产物的油气和待生催化剂 分离， 所述过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料， 过滤器的2 m颗粒过滤精度为 99.9。 13.根据权利要求12的方法， 其中， 使用反吹气对所述过滤器进行反吹， 所述反吹气为 选自含烃气体、 干气、 氮气和水蒸气中的一种或多种。 14.根据权利要求1的方法， 其中。
9、， 所述烧焦再生的条件为： 再生温度为450850， 再 生压力为0.13MPa， 所述的含氧气氛为以空气、 氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介 质。 15.根据权利要求14的方法， 其中， 所述烧焦再生的条件为： 再生温度为550700， 再 生压力为0.151.5MPa。 16.根据权利要求1的方法， 其中， 所述提升管反应器、 再生器、 再生催化剂进料器和再 生催化剂接收器中的至少一个内设有内取热器。 17.根据权利要求1或2的方法， 其中， 进入所述提升管反应器的进料区的催化剂的总含 碳量为0.053重。 18.根据权利要求17的方法， 其中， 进入所述提升管反应器的进料区的催化剂的。
10、总含碳 量为0.51重。 权利要求书 2/2 页 3 CN 105585416 B 3 一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法 技术领域 0001 本发明涉及一种含氧化合物与芳烃进行烷基化的方法。 背景技术 0002 对二甲苯是重要的石油化工基本有机原料之一， 被广泛用于化纤、 合成树脂、 农 药、 医药和塑料等生成领域。 工业上通常采用甲苯岐化、 C8芳烃异构化和甲苯烷基化等技术 手段得到或增产对二甲苯产品。 甲苯甲醇烷基化合成二甲苯反应甲苯消耗量比甲苯岐化反 应工艺降低近一半， 具有非常好的经济前景。 0003 CN201010552878.8公开了用于生产烷基化芳烃的方法。 该方法采用。
11、改进型固定床 反应器， 主要解决现有的芳烃烷基化生产方法中所存在的副反应多、 苯产量高， 甲醇利用率 低、 以及目的产物常量较低的缺点。 该发明采用烷基化试剂多段进料， 以芳烃物料和烷基化 试剂为原料， 在芳烃物料与烷基化试剂总摩尔比为1： 1010 1、 重量空速为110hr-1、 反应 温度为300500、 反应压力0.15.0MPa、 载气与原料的摩尔比为08的条件下， 原料在 平衡型催化剂上进行烷基化反应， 烷基化试剂至少分为两股物流的技术方案， 较好地解决 了该问题， 可用于甲苯甲醇烷基化生产混二甲苯的工业生产。 0004 CN200410020956.4公开改性纳米ZSM-5分子筛。
12、催化剂及其制备方法和应用， 并用 于甲苯、 甲醇烷基化制取对二甲苯。 该催化剂以纳米ZSM-5分子筛为母体， 分别以氧化铝、 混 合稀土或它们共同作为载体， 负载镧、 镁、 硅的氧化物等活性组分改性剂， 经过浸渍、 烘干、 焙烧而成。 在甲苯、 甲醇烷基化制对二甲苯的反应中， 该催化剂具有择形选择性高、 活性稳 定性好等特点。 0005 CN201210325066.9公开了甲苯甲醇烷基化的方法， 主要解决现有技术进行甲苯甲 醇烷基化反应时， 在提高选择性的同时反应活性下降明显的问题。 本发明通过采用以甲苯 和甲醇为原料， 与催化剂接触， 生成二甲苯和水； 其中所用的催化剂， 以重量份数计包括。
13、以 下组分： a)595份的硅改性的核壳分子筛； b)595份的粘结剂； 其中， 所述硅改性的核壳 分子筛的核相是ZSM-5分子筛， 壳层是Silicalite-1分子筛， 壳层外覆盖有二氧化硅层； 其 中， 核/壳的重量比为(0.013):1； 二氧化硅层为核壳分子筛重量的130的技术方案较 好地解决了该问题， 可用于甲苯甲醇烷基化反应的工业生产中。 0006 苯乙烯是一种重要的化工单体， 主要用来合成塑料和橡胶等产品。 传统苯乙烯生 产工艺采用苯和乙烯先生成乙苯， 乙苯再经高温脱氢制得苯乙烯。 该工艺流程较长、 能耗 高、 污染较大。 Sidorenko等于1967年首次在碱金属离子交换的。
14、X型和Y型沸石上用甲苯和甲 醇成功合成出乙苯和苯乙烯的混合物。 此后， 众多学者对这一反应进行了研究。 0007 CN201210325048.0公开了甲苯、 甲醇侧链烷基化生产乙苯、 苯乙烯的方法， 主要解 决现有技术存在甲醇易分解， 导致甲醇利用率低的问题。 该发明通过采用a)甲苯和第一股 甲醇进入第一反应区,与催化剂接触， 生成物流I； b)物流I和第二股甲醇进入至少一个第二 反应区， 与催化剂接触， 生成物流II； c)物流II进入至少一个第三反应区， 与催化剂接触， 生 成含乙苯和苯乙烯的物流III的技术方案较好地解决了上述问题,可用于甲苯甲醇侧链烷 说明书 1/9 页 4 CN 1。
15、05585416 B 4 基化反应制备乙苯及苯乙烯的工业生产中。 该发明的反应器也为固定床反应器， 反应区内 的反应床层为固定的。 0008 US20100168486公开了甲苯和甲醇制取苯乙烯的方法， 该方法首先让甲醇转化为 甲醛， 然后在另外一个反应器中甲醛和甲苯反应制取苯乙烯。 0009 反应器是工艺的核心之一。 目前， 甲醇和甲苯烷基化的反应器主要是固定床反应 器， 固定床反应器床层传热效果较差， 对于强放热反应来说， 如果不能及时将反应过程中释 放的热量转移出去， 容易出现热点， 飞温等问题， 催化剂的更换和再生相对麻烦。 固定床反 应器的直径和高度虽然没有严格限制， 但考虑到流体分。
16、配和制作成本、 安全等因素， 通常反 应器设计采用的高/径比为2.512。 早期催化裂化反应也采用固定床反应器， 催化裂化反 应中催化剂上会发生积碳， 需要进行再生反应恢复催化剂活性， 因此采用固定床反应器时 需要间断进行反应和再生， 为了保证连续进料及其他操作的连续性， 至少需要三个以上的 反应器。 如果采用与现有催化裂化相似的反应器和设备， 在生产过程中催化剂的自然跑损 是无法避免的， 尤其是当催化剂中粒度20 m的催化剂细粉增多的时候， 这会对后续的产 物分离带来不利影响， 对催化剂的重复使用也是不利的。 密相流化床反应器属于鼓泡床和 湍动床范畴， 其空塔线速一般在0.21.5m/s， 。
17、空速在2-10h-1， 因此反应停留时间一般比较 长， 由于密相流化床反应器线速低， 因此往往存在返混， 影响产品分布和质量， 另外一方面 反应器的直径相对较大。 0010 提升管反应器线速相对较高， 例如催化裂化装置的等直径提升管反应器， 一般入 口线速为47m/s， 随着裂化反应的进行， 出口线速为1218m/s， 反应时间在24秒， 抑制 了一些对产品质量有益的二次反应。 由于提升管反应器中油气和催化剂的流动接近平推 流， 因此需要保证进入提升管反应器的催化剂是连续输送的。 发明内容 0011 本发明的目的是提供一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法， 该方法能够 克服采用现有反应器进。
18、行烷基化工艺中存在的问题， 一方面能够确保工艺的安全性， 更进 一步的方面是能够在相同反应器大小的情况下提高装置的处理量。 0012 为了实现上述目的， 本发明提供一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法， 该方法包括： 连续地将含氧化合物和芳烃送入提升管反应器中与烷基化催化剂接触并在烷 基化条件下发生烷基化反应， 产生富含烷基化产物的油气和积碳的待生催化剂； 使富含烷 基化产物的油气和待生催化剂分离， 将分离后的富含烷基化产物的油气送入产品分离回收 系统， 将待生催化剂从反应器引出并输送至待生催化剂接收器； 将待生催化剂接收器中的 待生催化剂通过催化剂料斗直接输送到流化床再生器， 或者通过催。
19、化剂料斗先输送至待生 催化剂进料器后再输送至流化床再生器， 并在流化床再生器中在含氧气氛下进行烧焦再 生， 得到再生催化剂； 将再生催化剂直接输送到催化剂料斗， 或先从流化床再生器引出并输 送至再生催化剂接收器， 然后再输送至催化剂料斗； 将催化剂料斗内的再生催化剂输送至 再生催化剂进料器， 然后将再生催化剂进料器中的催化剂连续地返回到所述提升管反应器 中。 0013 优选地， 该方法还包括： 从所述提升管反应器或所述待生催化剂接收器中引出一 部分待生催化剂； 将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后直接返回到所述提 说明书 2/9 页 5 CN 105585416 B 5 升管反应器中。
20、， 或者输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升 管反应器中； 所述引出的该部分待生催化剂的量与通过催化剂料斗输送至再生催化剂进料 器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管反应器中催化剂的连续运转。 0014 优选地， 其中， 所述提升管反应器为等直径提升管反应器、 等线速提升管反应器、 变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。 0015 优选地， 其中所述含氧化合物为选自醇类、 醚类和脂类中的至少一种， 所述芳烃为 选自含苯环化合物中的至少一种， 其中， 所述含氧化合物和芳烃的摩尔比为1:1010:1。 0016 优选地， 所述含氧化合物为甲醇、 乙醇、 甲醚、 乙醚、 。
21、甲乙醚、 碳酸二甲酯和甲酸甲 酯中的至少一种， 所述芳烃为甲苯。 0017 优选地， 其中， 该方法还包括： 通过设置在所述提升管反应器中下游的一个或多个 激冷介质线向所述提升管反应器中注入激冷介质； 所述激冷介质为激冷剂或冷却的催化 剂； 所述激冷剂为未预热的所述含氧化合物、 芳烃以及水中的至少一种。 0018 优选地， 其中， 所述烷基化催化剂为无定型硅铝催化剂或沸石催化剂。 0019 优选地， 其中， 所述沸石催化剂包括沸石和载体； 所述沸石为选自ZSM-5沸石、 X型 沸石、 Y型沸石和具有五元环结构的高硅沸石、 镁碱沸石中的至少一种， 所述载体为选自二 氧化硅、 二氧化钛、 氧化铝和。
22、硅藻土中的至少一种。 0020 优选地， 其中， 所述沸石负载选自碱金属、 碱土金属、 稀土金属、 Zr、 Ti、 Co、 Mo、 Ni、 Pt、 Pd、 Cu、 Fe、 B、 Si、 P、 Sn和Pb中的至少一种。 0021 优选地， 其中， 所述烷基化反应条件为： 反应温度为200700， 反应压力为0.5 10MPa。 0022 优选地， 其中， 所述烷基化反应条件为： 反应温度为350600， 反应压力为1 3.5MPa。 0023 优选地， 其中， 通过过滤器使富含烷基化产物的油气和待生催化剂分离， 所述过滤 器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料， 过滤器的2 m颗粒过滤精度为99。
23、.9。 0024 优选地， 其中， 使用反吹气对所述过滤器进行反吹， 所述反吹气为选自含烃气体、 干气、 氮气和水蒸气中的一种或多种。 0025 优选地， 其中， 该方法还包括： 控制所述提升管反应器中的反应压力与所述流化床 再生器中的再生压力之比为3100:1。 。 0026 优选地， 其中， 所述烧焦再生的条件为： 再生温度为450850， 再生压力为0.1 3MPa， 所述的含氧气氛为以空气、 氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介质。 0027 优选地， 其中， 所述烧焦再生的条件为： 再生温度为550700， 再生压力为0.15 1.5MPa。 0028 优选地， 其中， 所述提升管反。
24、应器、 再生器、 再生催化剂进料器和再生催化剂接收 器中的至少一个内设有内取热器。 0029 优选地， 其中， 进入所述提升管反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.053 重。 0030 优选地， 其中， 进入所述提升管反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.51 重。 0031 本发明的含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法与现有的含氧化合物与芳烃 说明书 3/9 页 6 CN 105585416 B 6 进行烷基化反应的方法相比， 主要优点如下： 0032 1、 通过反应器和再生器之间的催化剂循环管线或取热器使待生催化剂和再生催 化剂混合后用于反应， 能够为提升管反应器连续输送催化剂， 维持提。
25、升管反应器的连续运 转； 0033 2、 烷基化反应所需热量由热的再生催化剂直接传给反应物， 气固的强烈混合避免 了如固定床操作中热点的出现； 0034 3、 更重要的是， 通过催化剂料斗的使用， 反应器烃类气氛可以与再生器的烧焦再 生的含氧气氛很好地隔离， 能够确保工艺的安全运行； 0035 4、 更进一步的是， 通过催化剂料斗的使用， 可以灵活地调节反应器和再生器的操 作压力， 也就是说， 可以在保持再生器常压或低压操作的情况下， 提高反应器的操作压力， 从而能够在不增加反应器大小的情况下提高装置的处理量； 0036 5、 采用过滤器使催化剂和反应产物分离， 有效过滤掉反应产物中携带的催化。
26、剂粉 尘， 克服了原来采用旋风分离器分离催化剂和反应产物而产生的催化剂自然跑损问题。 0037 本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。 附图说明 0038 附图是用来提供对本发明的进一步理解， 并且构成说明书的一部分， 与下面的具 体实施方式一起用于解释本发明， 但并不构成对本发明的限制。 在附图中： 0039 图1是按本发明的一种具体实施方式的含氧化合物和芳烃进行烷基化反应的方法 的流程示意图； 0040 图2是按本发明的另一种具体实施方式的含氧化合物和芳烃进行烷基化反应的方 法的流程示意图。 0041 附图标记说明 0042 1提升管反应器 2缩径及分布板 3密相床。
27、反应器 0043 4汽提段 5沉降区 6过滤器 7再生器 8待生催化剂接收器 0044 9催化剂料斗 10待生催化剂进料器 11再生催化剂接收器 0045 12再生催化剂进料器 13内取热器 14内取热器 15内取热器 0046 16管线 17管线 18管线 19管线 20管线 21管线 0047 22管线 23管线 24进料线 25反应产物线 0048 26烟气线 27管线 0049 101提升管反应器 102密相床反应器 103快分 0050 104汽提段 105沉降区 106过滤器 107再生器 108待生催化剂接收器 0051 109催化剂料斗 110待生催化剂进料器 111再生催化剂。
28、接收器 0052 112再生催化剂进料器 113内取热器 114内取热器 115内取热器 0053 116管线 117管线 118管线 119管线 120管线 121管线 0054 122管线 123管线 124进料线 125反应产物线 0055 126烟气线 127管线 128激冷介质线 129外取热器 具体实施方式 说明书 4/9 页 7 CN 105585416 B 7 0056 以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。 应当理解的是， 此处所描 述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明， 并不用于限制本发明。 0057 本发明提供本发明提供一种含氧化合物与芳烃进行烷基化反应的方法。
29、， 该方法包 括： 连续地将含氧化合物和芳烃送入提升管反应器中与烷基化催化剂接触并在烷基化条件 下发生烷基化反应， 产生富含烷基化产物的油气和积碳的待生催化剂； 使富含烷基化产物 的油气和待生催化剂分离， 将分离后的富含烷基化产物的油气送入产品分离回收系统， 将 待生催化剂从反应器引出并输送至待生催化剂接收器； 将待生催化剂接收器中的待生催化 剂通过催化剂料斗直接输送到流化床再生器， 或者通过催化剂料斗先输送至待生催化剂进 料器后再输送至流化床再生器， 并在流化床再生器中在含氧气氛下进行烧焦再生， 得到再 生催化剂； 将再生催化剂直接输送到催化剂料斗， 或先从流化床再生器引出并输送至再生 催化。
30、剂接收器， 然后再输送至催化剂料斗； 将催化剂料斗内的再生催化剂输送至再生催化 剂进料器， 然后将再生催化剂进料器中的催化剂连续地返回到所述提升管反应器中。 0058 根据本发明， 再生催化剂可以通过再生催化剂进料器进入反应器， 待生催化剂也 可以从反应器或待生催化剂接收器直接经待生催化剂循环线进入反应器或再生催化剂进 料器。 由于催化剂料斗是批次输送催化剂， 所述再生催化剂进料器和待生催化剂循环线的 作用是使催化剂向反应器的输送更加连续。 然而本发明的发明人发现， 流化床再生器内的 待生催化剂输入和/或输出也可以是成批次的， 当再生器向催化剂料斗输送待生催化剂时， 可以在再生器和催化剂料斗之。
31、间依靠重力， 或通过提升线形成压力差进行输送， 而无需设 置再生催化剂接收器； 当催化剂料斗向再生器输送再生催化剂时， 同理， 也可以直接输送， 而无需设置待生催化剂进料器。 0059 根据本发明的一种具体实施方式， 可以从所述提升管反应器或所述待生催化剂接 收器中引出的一部分待生催化剂， 直接或经取热降低温度后返回到所述提升管反应器中， 用于反应； 根据本发明的另一种具体实施方式， 也可以从所述提升管反应器或所述待生催 化剂接收器中引出的一部分待生催化剂， 直接或经取热降低温度后输送至所述再生催化剂 进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管反应器中； 所述引出的该部分待生催化剂 的量与通过。
32、催化剂料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升 管反应器中催化剂的连续运转。 其中， 从提升管反应器或待生催化剂接收器引出的一部分 待生催化剂可以经过外取热器进行取热降低温度， 所述外取热器是本领域技术人员所熟知 的， 内部可以设置盘管、 弯管等取热装置， 用于降低流经其中的待生催化剂的温度。 其中， 进 入所述提升管反应器的进料区的催化剂的总含碳量为0.053重， 优选为0.51重。 本 发明所述催化剂的总含碳量也称催化剂定碳， 即催化剂上积炭含量， 是指催化剂上积炭占 催化剂的质量百分数。 0060 根据本发明， 所述提升管反应器是本领域技术人员熟知的， 例如， 可以是。
33、等直径提 升管反应器、 等线速提升管反应器、 变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。 另外， 所述提升管反应器沿垂直方向从下至上还可以设置预提升段、 提升管、 激冷介质线、 扩径提 升管、 缩径、 快分、 汽提段、 密相段、 沉降区、 过滤器或旋风分离器等工业上常用装置， 使所述 提升管反应器能够连续运行。 根据本发明， 所述提升管反应器的密相床可以不形成密相床， 即 “零料位” 。 0061 根据本发明， 所述含氧化合物和芳烃是本领域所属技术人员所熟知的， 例如， 所述 说明书 5/9 页 8 CN 105585416 B 8 含氧化合物可以是选自醇类、 醚类和脂类等含氧化合物中的至少一。
34、种， 优选为甲醇、 乙醇、 甲醚、 乙醚、 甲乙醚、 碳酸二甲酯和甲酸甲酯等中的至少一种， 所述芳烃可以为选自含苯环 化合物中的至少一种， 优选为甲苯， 但是本发明并不限于此， 其它工业或天然含氧化合物和 含苯环化合物均可用于本发明。 其中， 所述含氧化合物和芳烃的混合物中， 含氧化合物和芳 烃的摩尔比可以为1:1010:1， 优选为1:55:1。 0062 由于含氧化合物和芳烃进行烷基化是放热反应， 根据本发明， 所述提升管反应器 可以设置一个或多个激冷介质线控制反应温度。 根据本发明的一种具体实施方式， 可以通 过设置在所述提升管反应器的中下游的(相对于物料流向)一个或多个激冷介质线向所述。
35、 提升管反应器中注入激冷介质； 所述激冷介质可以为激冷剂或冷却的催化剂； 所述激冷剂 可以为未预热的所述含氧化合物、 芳烃以及水中的至少一种。 0063 根据本发明， 所述烷基化催化剂是本领域技术人员所熟知的， 例如， 可以是无定型 硅铝催化剂或沸石催化剂， 其中， 所述沸石催化剂可以包括沸石和载体； 所述沸石可以是选 自ZSM-5沸石、 X型沸石、 Y型沸石和具有五元环结构的高硅沸石、 镁碱沸石中的至少一种； 同 时， 所述沸石可以负载选自碱金属、 碱土金属、 稀土金属、 Zr、 Ti、 Co、 Mo、 Ni、 Pt、 Pd、 Cu、 Fe、 B、 Si、 P、 Sn和Pb中的至少一种， 所。
36、述载体可以为选自二氧化硅、 二氧化钛、 氧化铝和硅藻土中 的至少一种。 0064 根据本发明， 所述烷基化反应条件是本领域所属技术人员所熟知的， 例如， 反应温 度可以为200700， 优选为350600； 反应压力为0.510MPa， 优选为13.5MPa。 0065 根据本发明的一种优选的具体实施方式， 可以通过过滤器使富含烷基化产物的油 气和待生催化剂分离， 其中， 所述过滤器可以采用多孔材料制备， 例如， 可以选自金属烧结 多孔材料和/或陶瓷多孔材料； 所述过滤器的2 m颗粒过滤精度可达到99.9， 优选地， 所述 过滤器的1.2 m颗粒过滤精度可达到99.9； 另外， 可以使用反吹气。
37、对所述过滤器进行反吹 清理滤饼； 反吹气可以为选自含烃气体、 干气、 氮气和水蒸气中的一种或几种。 0066 在含氧化合物和芳烃进行烷基化反应的方法中， 当只使用一个反应器， 并且反应 器与再生器一样在常压或低压下操作时， 若要增加反应器的处理量， 就需要增加反应器的 大小， 这同样会增加投资和成本。 为解决此问题， 本发明采用的解决办法是： 提高所述反应 器的操作压力从而提高装置的处理量。 由于本发明在反应器与再生器之间的催化剂物流通 道中设置有催化剂料斗， 使得控制反应器的操作压力高于再生器的操作压力成为了可能。 0067 因此， 根据本发明的一种优选的实施方式， 在根据本发明提供的含氧化。
38、合物和芳 烃进行烷基化反应的方法中， 控制所述提升管反应器中的反应压力与所述流化床再生器中 的再生压力之比为3100:1。 0068 根据本发明， 所述催化剂料斗可使催化剂从反应器的高压烃环境向再生器的低压 氧环境， 以及从再生器的低压氧环境向反应器的高压烃环境安全和有效地转移。 也就是说， 通过使用催化剂料斗， 一方面可以使反应器中的烃类气氛与再生器的烧焦再生的含氧气氛 很好地隔离， 确保本发明工艺方法的安全性， 另一方面可以灵活地调控反应器和再生器的 操作压力， 尤其是在不提高再生器操作压力的情况下能够提高反应器的操作压力从而提高 装置的处理量。 0069 本发明所述的催化剂料斗是一种可使。
39、同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和 烃类气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压， 或者反之)之间进行切换的装 说明书 6/9 页 9 CN 105585416 B 9 置， 其结构是相关技术领域所属技术人员所熟知的。 通过催化剂料斗完成催化剂颗粒从高 压烃环境向低压氧环境的转移的步骤可以包括： 1、 采用热氮气将已排空的催化剂料斗中残 存的氧吹扫到再生器中； 2、 采用干气将氮气从催化剂料斗吹扫出去； 3、 采用干气对已排空 的催化剂料斗加压； 4、 将来自待生催化剂接收器或催化剂料斗的待生催化剂填充到已排空 的催化剂料斗中； 5、 通过排出加压催化剂料斗内的干气， 对填充的催化。
40、剂料斗减压； 6、 用热 氮气将干气从填充的催化剂料斗吹扫出去； 7、 将待生催化剂从填充的催化剂料斗排放到待 生催化剂进料器。 通过催化剂料斗完成催化剂颗粒从低压氧环境向高压烃环境的转移的步 骤可以包括： 1、 采用热氮气将氧从填充再生催化剂的催化剂料斗吹扫到再生器中； 2、 采用 干气将氮气从催化剂料斗吹扫出去； 3、 采用干气对填充的催化剂料斗加压； 4、 将再生催化 剂从填充的催化剂料斗排放到再生催化剂进料器； 5、 通过排出加压催化剂料斗内的干气， 对已排空的催化剂料斗减压； 6、 用热氮气将干气从已排空的催化剂料斗吹扫出去； 7、 将再 生催化剂从再生催化剂接收器填充到已排空的催化。
41、剂料斗。 0070 根据本发明， 所述烧焦再生的条件是本领域所属技术人员所熟知的， 例如， 再生温 度可以为450850， 优选为550700， 再生压力可以为0.13MPa， 优选为0.15 1.5MPa。 所述的含氧气氛可以为以空气、 氮气稀释的空气或者富氧气体作为流化介质。 0071 由于含氧化合物和芳烃进行的烷基化反应和待生催化剂的再生是放热反应， 可以 在提升管反应器、 再生器、 再生催化剂进料器和再生催化剂接收器中的至少一个内设置一 个或多个内取热器， 这是本领域技术人员所熟知的。 所述内取热器可以是盘管、 弯管等类 型， 通过内部流动的水、 四氯化碳等液体， 对反应器进行取热， 。
42、其它工业上常用的内取热器， 本发明也可以应用。 0072 下面结合附图进一步说明本发明所具体实施方式， 但本发明并不因此而受到任何 限制。 0073 图1是按本发明的一种具体实施方式的含氧化合物和芳烃进行烷基化反应的方法 的流程示意图。 0074 如图1所示， 芳烃和含氧化合物经进料线24进入提升管反应器1， 与来自管线23的 催化剂接触并发生烷基化反应， 反应后产物及催化剂经缩径及分布板2进入密相床反应器 3， 反应产物在密相床反应器3中进行进一步反应， 内取热器13取出密相床多余热量。 反应产 生的富含烷基化产物的油气和待生催化剂进入沉降区5沉降后， 待生催化剂返回密相床反 应器3， 富含。
43、烷基化产物的油气及携带的待生催化剂经过滤器6过滤后， 经反应产物线25送 入产品分离回收装置。 过滤后的待生催化剂沉降返回密相床反应器3， 经密相床反应器3的 汽提段4汽提后， 经管线16送入待生催化剂接收器8。 0075 来自待生催化剂接收器8的待生催化剂经管线17进入催化剂料斗9， 吹扫降压后经 管线18送入待生催化剂进料器10， 然后经管线19送入再生器7与来自管线27的主风逆流接 触烧焦再生， 多余热量经内取热器15取出(取热量可以通过取热物流量以及内取热器15埋 入密相床层高度控制)， 烟气经烟气线26送入后续能量回收、 净化系统。 再生催化剂经管线 20送入再生催化剂接收器11， 。
44、再生催化剂多余热量经取热器14取出， 取热后的再生催化剂 经管线21送入催化剂料斗9， 吹扫升压后经管线22送入再生催化剂进料器12， 经管线23送入 提升管反应器1。 0076 图2是按本发明的另一种具体实施方式的含氧化合物和芳烃进行烷基化反应的方 说明书 7/9 页 10 CN 105585416 B 10 法的流程示意图。 0077 如图2所示， 芳烃和含氧化合物经进料线124进入提升管反应器101， 与来自管线 123的催化剂接触并发生烷基化反应， 反应后的产物及催化剂经快分103进入密相床反应器 102， 多余热量经内取热器113取热， 反应产物在密相床反应器102与催化剂接触进一步。
45、反 应， 其中， 激冷介质线128向提升管反应器101内注入激冷介质。 得到的富含烷基化产物的油 气和待生催化剂经沉降区105沉降后， 富含烷基化产物的油气及携带的待生催化剂经过滤 器106过滤后， 经反应产物线125送入产品分离回收系统， 过滤后的待生催化剂经沉降进入 密相床反应器102。 待生催化剂经密相床反应器102中的汽提段104汽提， 汽提后的部分待生 催化剂经管线116送入待生催化剂接收器108， 另一部分汽提后的待生催化剂经外取热器 129取热后， 送入再生催化剂进料器112。 0078 来自待生催化剂接收器108的部分待生催化剂经外取热器129进入再生催化剂进 料器112， 另。
46、一部分待生催化剂经管线117进入催化剂料斗109， 吹扫降压后经管线118送入 待生催化剂进料器110， 然后经管线119送入再生器107与来自管线127的主风逆流接触烧焦 再生， 多余热量经内取热器115取出， 烟气经烟气线126送入后续能量回收、 净化系统。 再生 催化剂经管线120送入再生催化剂接收器111， 再生催化剂多余热量经取热器114取出， 取热 后的再生催化剂经管线121送入催化剂料斗109， 吹扫升压后经管线122送入再生催化剂进 料器112， 经外取热器129取热后的待生催化剂和再生催化剂在再生催化剂进料器112中混 合后送入提升管反应器101。 0079 以下的实施例将结。
47、合附图对发明的具体实施方式进行说明。 0080 实施例1 0081 实施例1按图1所示工艺进行， 反应原料、 催化剂、 反应条件以及产品收率列于表1。 0082 本发明实施例1所使用的催化剂A的制备方法如下： 0083 取1000g HZSM-5分子筛(硅铝摩尔比为100， 中国石化长岭催化剂厂生产)在1.2L 磷酸二氢铵水溶液(含93g磷酸二氢铵， 北京益利精细化学品有限公司生产， 分析纯)中常温 浸渍8h后过滤， 并在120下干燥2h、 550焙烧3h； 将所得分子筛与含有142.8g正硅酸乙酯 (北京化学试剂公司， 分析纯， SiO2含量28)、 181.5g四乙基氢氧化铵(广州大有精细。
48、化工 厂生产， 四乙基氢氧化铵27重， 余量水)、 442g正己烷(北京化工厂， 分析纯， 95)混合， 将 混合溶液置于含有聚四氟衬里的晶化釜中， 于170静态晶化20h后冷却至室温， 在110烘 干4h， 550焙烧3h； 将上述获得的分子筛与拟薄水铝石(长岭催化剂厂生产， 氧化铝含量70 重)、 硅溶胶(长岭催化剂厂， 氧化硅含量30重)、 氯化稀土溶液(氯化稀土样品由内蒙古 包头稀土厂生成， RE2O3总含量为10.6重)按85:7:17:47的重量比混合， 经挤条后在110 干燥4h， 得到干条。 最后将干条破碎， 在550焙烧4h， 获得催化剂A。 0084 实施例2 0085 实。
49、施例2按图2所示工艺进行， 反应原料、 催化剂、 反应条件以及产品收率列于表2。 0086 本发明实施例2所使用的催化剂B的制备方法如下： 0087 取1000g NaX分子筛(硅铝摩尔比为1.46， 南开催化剂厂生产)， 在2L的KOH溶液(浓 度为0.5mol/L)中90离子交换两次， 每次的交换时间为1h， 交换后的分子筛在100下干 燥、 550下焙烧3h； 将上述获得的分子筛与拟薄水铝石(长岭催化剂厂生产， 氧化铝含量70 重)、 硅溶胶(长岭催化剂厂， 氧化硅含量30重)按78:7:16的重量比混合， 经挤条后在 说明书 8/9 页 11 CN 105585416 B 11 110干燥4h， 得到干条。 最后将干条破碎， 在550焙烧4h， 获得催化剂B。 0088 从表1、 表2可以看出， 采用本发明的方法， 其中， 二甲苯的选择性、 苯乙烯的选择性 高于现有工业工艺的水平， 并且由于本发明的反应系统压力高于现有工业装置， 故在其它 操作条件相同情况下， 本发明反应系统的原料处理量高于现有工业装置。 0089 表1 0090 0091 表2 0092 说明书 9/9 页 12 CN 105585416 B 12 图1 说明书附图 1/2。