相关申请的交叉引用
本发明是于2009年9月28日提交的申请号12/568007的部分继续申请。
技术领域
本发明的实施方式通常涉及芳香族化合物的烷基化。
背景技术
烷基化反应通常涉及在催化剂存在下使第一芳香族化合物与烷基化试 剂接触，形成第二芳香族化合物。一种重要的烷基化反应是在乙苯的生产 过程中的苯与乙烯的反应。之后，乙苯可以脱氢形成苯乙烯。
催化剂寿命是烷基化反应中的一个重要考虑因素。它包括涉及到催化剂 本身的成本，例如催化剂的单位成本，催化剂的有效寿命，用过的催化剂 再生的能力，以及处理使用过的催化剂的成本。它也包括涉及到关闭烷基 化反应器以替换催化剂和/或再生催化剂床的成本，包括劳力，材料和生产 力的损失。
催化剂失活可以倾向于导致降低转化率水平，选择性水平，或者两者都 减少，每一种减少都会导致一些不希望的工艺效率的损失。烷基化催化剂 的失活可以有各种原因。这些原因可以包括催化剂表面被(例如焦炭或者焦 油)封堵，该机理被称为炭化；催化剂结构的物理分解；和催化剂缺少促进 剂或者添加剂。取决于催化剂和所使用的各种操作参数，这些机理中的一 种或者更多种可以适用。
催化剂失活的另一个原因可以是烷基化系统的输入物流中存在的催化 剂毒物的结果，例如胺或者氨化合物。催化剂毒物可以与催化剂的组分反 应导致组分失活或者限制接近催化剂结构中的组分。催化剂毒物可以进一 步作用，导致收率减少并且增加成本。因此，存在一种需求，即开发一个 能够减少烷基化催化剂失活的烷基化体系或者一种能以有效的方式管理烷 基化催化剂失活的方法。希望逆转催化剂失活的效果，使已经失活的烷基 化催化剂重新活化。
鉴于上述情况，我们希望拥有一种有效的方法，通过一种减少或者没有 催化剂失活的催化烷基化反应，生产商业数量的乙苯。我们更希望该方法 能够逆转催化剂失活的效果并且重新活化已经失活的烷基化催化剂，而无 需停止使用催化剂进行再生或者替换操作。
发明概述
本发明的实施方式包括一种通过苯和乙烯的催化烷基化反应生产商业 数量的乙苯的方法。
本发明的实施方式包括一种通过芳基烃和烷基化试剂的烷基化生产烷 基芳基烃的方法，该方法涉及提供至少一个含有H-β沸石催化剂的反应段， 向该反应段中引入包含芳基烃和烷基化试剂的输入物流。至少一部分的芳 基烃在烷基化(反应)条件下经历反应产生烷基芳基烃。然后含有烷基芳基烃 的第一产物流可以除去。当至少一个含有H-β沸石催化剂的反应段处于运 行中，随后的烷基化反应器经历催化剂重新活化。芳香烃可以是苯，烷基 化试剂可以是乙烯，并且烷基芳基烃可以是乙苯。烷基芳香烃产量可以至 少是50万磅/天并且可以介于至少50万磅/天与1000万磅/天之间。
至少一个反应段可以包括至少一个初步烷基化反应器和至少一个主要 烷基化反应器。至少一个初步烷基化反应器可以含有H-β沸石催化剂的数 量在至少5千磅至5万磅之间。至少一个初步烷基化反应器和至少一个主 要烷基化反应器中的一个或多个可以含有包括混合催化剂，该混合催化剂 包含H-β沸石催化剂，以及至少一种其他的催化剂。在一个实施方式中， 当含有H-β沸石催化剂的初步烷基化反应器处于运行中，主要烷基化反应 器经历催化剂重新活化。在一个实施方式中，当含有H-β沸石催化剂的初 步烷基化反应器至少投入生产线一年时间，主要烷基化反应器没有经历催 化剂失活。
一个实施方式是重新活化已经经历失活的烷基化催化剂的过程，该过程 包括提供位于含有已经经历一些失活的催化剂的反应段上游的含有H-β沸 石催化剂的另外的反应段。包含苯和乙烯的输入物流被引入并且至少一部 分的苯和乙烯在烷基化条件下在两个反应段都经历反应并生成乙苯。在一 个实施方式中，烷基化催化剂重新获得了至少1%的活性，任选地，烷基化 催化剂重新获得了至少5%的活性。输入物流可以包括催化剂毒物，平均含 量至少5ppb，也可选择为至少30ppb，或至少75ppb。另外的反应段中的 H-β催化剂的含量可以至少有3000磅，并且可以在3000磅到50000磅之 间，并且位于第一初步烷基化系统中。
附图简述
图1是烷基化/烷基转移工艺的一个实施方式的流程框图。
图2是包括初步烷基化步骤的烷基化/烷基转移工艺的一个实施方式的 流程框图。
图3是可用于初步烷基化步骤的并联反应器系统的示意图。
图4描绘了带有多个催化剂床的烷基化反应器的一个实施方式。
图5是从本发明的实例中的催化剂床获取的温度升高百分比数据的曲线 图。
发明详述
通过分子筛催化剂催化实现芳香烃的转化过程在化工行业是熟知的。通 过芳香烃(例如苯)的烷基化反应制备各种烷基苯的衍生物(例如乙苯)十分 普遍。
本发明的实施方式通常涉及一种烷基化系统，由于烷基化催化剂失活和 由此产生的催化剂再生或者替换导致过程混乱，该烷基化系统适用于将此 过程混乱的影响减至最小。在该发明的一个实施方式中，H-β催化剂被置 于一个反应段中，该反应段与至少一个随后的烷基化反应段相连，这个随 后的反应段含有已经经历催化剂失活的催化剂。随后的烷基化反应段的催 化剂无需将催化剂从反应中取出用于再生或者替换操作即可经历重新活 化。
在该发明的一个实施方式中，商业数量的H-β催化剂被用于一个烷基化 过程，用来从苯和乙烯产出商业数量的乙苯。在该过程中，至少一部分的 H-β催化剂的下游是一个或更多的含有烷基化催化剂的反应段，这种烷基 化催化剂经历了催化剂的重新活化而无需将催化剂从反应器中停用取出， 进行催化剂的再生或者更换操作。该过程可以包括一种或者多种的固定的 H-β催化剂床，这些H-β催化剂床可以在不显著混乱烷基化生产速率的情 况下，通过原位方式或者非原位方式再生。
本文中使用的H-β烷基化催化剂的商业数量是指从3000磅到50000磅 或者更多的催化剂的数量，这种催化剂在烷基化过程，例如乙苯的生产过 程中，作为一种烷基化系统被使用。H-β烷基化催化剂可以作为生产乙苯 的烷基化工艺中的初步烷基化系统。例如，初步烷基化系统可以是多床反 应器中的一个或多个初始床，或者可以是多反应器烷基化过程中的初始反 应器或者反应器组。在H-β烷基化催化剂被同时用于初步烷基化系统和主 要烷基化系统的发明实施方式中，整个过程的催化剂数量可以达到100，000 磅或者更多。文中使用的来自烷基化过程的乙苯的商业数量范围可以从日 均产量50万磅到1千万磅或者更多。
β沸石催化剂适合在本发明中使用，并且在本领域是熟知的。β沸石催 化剂的氧化硅/氧化铝摩尔比(以SiO2/Al2O3表示)通常从大约10到大约 300，或者从大约15到大约75。在一个实施方式中，β沸石具有低的钠含 量，例如少于大约0.2重量%(以Na2O计)，或者少于大约0.06重量%。通 过本领域技术人员已知的任何方法，例如通过离子交换，可以降低钠含量。 β沸石催化剂的特征是，根据晶体形式而不考虑补充组分，例如各种粘结剂 计算，拥有至少400m2/g的高表面积。在一个实施方式中，β沸石催化剂 的表面积至少为600m2/g。β沸石催化剂的形成在Wadlinger等人著的美国 专利第3,308,069号和Calvert等人著的美国专利第4,642,226号中有进一步 的描述，这两篇专利通过参考结合于本文。
H-β类型的沸石催化剂具有以氢原子作为其形式上的阳离子形式的特 点。在一个特别的实施方式中，一种可通过商业渠道从赞乐斯国际公司 (ZeolystInternational)获得的，带有ZeolystCP787ZeoliteH-BetaExtrudate 商品标志的H-β催化剂，以商业数量被用于苯和乙烯的烷基化反应生产乙 苯。至少一部分的H-β催化剂的下游是一个或更多的含有烷基化催化剂的 反应段，这种烷基化催化剂经历了催化剂的重新活化而无需将催化剂从反 应器中停用取出，进行催化剂的再生或者更换操作。
在一个实施方式中，至少一部分的H-β催化剂的下游，是一个或多个的 含有烷基化催化剂的反应段，在H-β催化剂的使用之前，这种烷基化催化 剂已经经历了催化剂的失活，并且在引入H-β催化剂之后，烷基化催化剂 经历重新活化而无需将催化剂从反应器中停用取出，进行催化剂的再生或 者更换操作。
在一个可选择的实施方式中，至少一部分的H-β催化剂的下游，是一个 或多个的含有烷基催化剂的反应段，在H-β催化剂使用之前，这种烷基化 催化剂已经经历了初步的催化剂失活率，并且在引入H-β催化剂之后，烷 基化催化剂至少一年时间内不再经历进一步的失活。在另一个实施方式中， 在引入H-β催化剂之后，烷基化催化剂在超过18个月(也可选择为24个月) 的时间里未经历进一步的失活。
在另一个实施方式中，至少一部分的H-β催化剂的下游，是一个或多个 的含有烷基化催化剂的反应段，在H-β催化剂使用之前，该烷基化催化剂 已经经历了初步的催化剂失活率，并且在引入H-β催化剂之后，该烷基化 催化剂的催化剂失活率经历了降低。
图1描绘了烷基化/烷基转移工艺100的一个实施方式的流程框图。该工 艺100通常包括向烷基化系统104(例如，初级烷基化系统)提供输入物流 102(例如，第一输入物流)。烷基化系统104通常适用于使输入物流102与 烷基化催化剂接触，形成烷基化输出物流106(例如，第一输出物流)。
将烷基化输出物流106的至少一部分通入第一分离系统108。塔顶馏分 通常通过管线110从第一分离系统108回收，同时至少一部分的塔底馏分 从管线112通过，至第二分离系统114。
塔顶馏分通常通过管线116从第二分离系统114回收，同时至少一部分 的塔底馏分从管线118通过，至第三分离系统115。塔底馏分通常通过管线 119从第三分离系统115回收，同时至少一部分的塔顶馏分从管线120通过， 至烷基转移系统121。除塔顶馏分120之外，另外的输入物，例如另外的芳 香族化合物，通常通过管线122供给烷基转移系统121，并且与烷基转移催 化剂接触，形成烷基转移输出物124。
尽管本文中未示出，但该过程物料流可以根据单元优化进行改进。例如， 任何塔顶馏分的至少一部分可以作为输入物再循环到该过程中任何其他系 统。此外，在本文所述的整个过程中可以使用另外的工艺设备，例如热交 换器，并且工艺设备的设置为本领域的技术人员公知。更进一步讲，虽然 按照主要组分进行描述，但是指出的物料流可以包括本领域的技术人员已 知的任何其他的组分。
输入物流102通常包括芳香族化合物和烷基化试剂。所述芳香族化合物 可以包括取代的或者未取代的芳香族化合物。芳香族化合物可以包括烃类， 例如苯。如果芳香族化合物上存在取代基，则这些取代基独立地选自以下： 烷基，芳基，烷芳基，烷氧基，芳氧基，环烷基，卤代基和/或不会影响烷 基化反应的其他基团。芳香族化合物和烷基化试剂可以在多个位置进料， 例如在图4中示出的一个实施方式中。
烷基化试剂可以包括烯烃例如乙烯或者丙烯。在一个实施方式中，芳香 族化合物是苯，并且烷基化试剂是乙烯，它们之间反应形成包含乙苯作为 主要组分的产物。
除芳香族化合物和烷基化试剂之外，输入物流102还可以包括少量的其 他化合物(例如，有时称作催化剂毒物或者非活性化合物)。催化剂毒物可以 是含氮组分例如氨化合物，胺化合物或者腈。这些催化剂毒物的数量可以 在ppb级范围内，但是可以对催化剂性能有重要的影响，缩短催化剂的使 用寿命。在一个实施方式中，输入物流102包含最多100ppb或者更多的催 化剂毒物。在一个实施方式中，输入物流102包含的催化剂毒物的数量范 围通常从10ppb到50ppb之间。在一个实施方式中，催化剂毒物的含量通 常平均在20ppb至40ppb之间。
还可以存在非活性化合物，可以被称为惰性化合物，例如C6到C8脂肪 族化合物。在一个实施方式中，输入物流102包含少于大约5%或者例如少 于大约1%的这类化合物。
烷基化系统104可以包括多个多级反应容器。在一个实施方式中，多级 反应容器可以包括多个以可操作方式相连的，含有烷基化催化剂的催化剂 床。图4示出了多级反应容器的一个实例。这种反应容器通常是液相反应 器，能够在足以保持烷基化反应在液相中进行的反应器温度和压力下操作， 即，芳香族化合物处于液相中。该反应器温度和压力通常由独立的工艺参 数决定。例如，反应容器温度可以从65°C到300°C，或者可以从200°C 到280°C。反应容器压力可以是任何适合烷基化反应在液相中进行的压力， 例如从300psig到1200psig。
在一个实施方式中，以芳香烃的进料速率为基准，烷基化系统104中反 应容器的空间速率从10到200小时-1液时空速(LHSV)/床。在另一个实施 方式中，LHSV的范围可以从10到100小时-1/床，或者从10到50小时-1/ 床，或者从10到25小时-1/床。对于整个烷基化过程，包括所有的单个或 者多个初步烷基化反应器和单个或者多个主要烷基化反应器的烷基化床， 空间速率范围可以从1到20小时-1LHSV。
烷基化输出物106通常包括第二芳香族化合物。例如，在一个实施方式 中，第二芳香族化合物包括乙苯。
第一分离系统108可以包括本领域的技术人员已知的用来分离芳香族化 合物的任何工艺或者工艺的组合。例如，第一分离系统108可以包括一个 或多个串联或并联的蒸馏塔(未示出)。这些蒸馏塔的数量可以取决于从中通 过的烷基化输出物106的体积。
来自第一分离系统108的塔顶馏分110通常包括第一芳香族化合物，例 如苯。
来自第一分离系统108的塔底馏分112通常包括第二芳香族化合物，例 如乙苯。
第二分离系统114可以包括本领域的技术人员已知的任何工艺，例如， 一个或多个串联或并联的蒸馏塔(未示出)。
来自第二分离系统114的塔顶馏分116通常包括第二芳香族化合物，例 如乙苯，可以回收并且用于任何适当的目的，例如生产苯乙烯。
来自第二分离系统114的塔底馏分118通常包括较重的芳香族化合物， 例如聚乙基苯，异丙基苯和/或者丁苯。
第三分离系统115通常包括本领域技术人员已知的任何工艺，例如，一 个或多个串联或并联的蒸馏塔(未示出)。
在一个特定的实施方式中，来自第三分离系统115的塔顶馏分120可以 包括例如二乙基苯和三乙基苯。塔底馏分119(例如，重馏分)可以从第三分 离系统115中回收，进行进一步处理和回收(未示出)。
烷基转移系统121通常包括一个或多个其中放置了烷基转移催化剂的反 应容器。所述反应容器可以包括本领域技术人员已知的任何反应容器，反 应容器的组合和/或许多反应容器(并联或串联)。
烷基转移输出物124通常包括第二芳香族化合物，例如乙苯。烷基转移 输出物124可以输送到一个分离系统，例如第二分离系统114，用于烷基转 移输出物124的组分的分离。
在一个实施方式中，烷基转移系统121可以在液相条件下操作。例如， 烷基转移系统121可以在大约65°C到大约290°C的温度以及小于或者等 于大约800psig的压力条件下操作。
在一个特定的实施方式中，输入物流102包含苯和乙烯。苯可以从各种 来源获得供应，例如新鲜苯源和/或各种再循环源。如本文所用，术语“新鲜 苯源”指的是包含例如至少大约95重量%的苯，至少大约98重量%的苯或 者至少大约99重量%的苯的来源。例如，在一个实施方式中，对于包括所 有的烷基化床的整个烷基化工艺，苯与乙烯的摩尔比可以从大约1:1到大约 30:1，或者从大约1:1到大约20:1。对于单独烷基化床，苯和乙烯的摩尔比 可以从10:1到100:1。
在一个特定的实施方式中，苯通过管线110回收并且作为输入物再循环 (未显示出)至烷基化系统104，同时乙苯和/或多烷基化苯通过管线112回 收。
如本文之前所述，烷基化系统104通常包括烷基化催化剂。输入物流 102，例如苯/乙烯，在烷基化反应期间与烷基化催化剂接触形成烷基化输出 物106，例如乙苯。
遗憾的是，烷基化催化剂系统通常经历失活，需要进行再生或者替换。 另外，烷基化工艺通常需要定期维护。这两种情况都会对液相烷基化工艺 产生影响。许多因素导致催化剂失活。其中之一是输入物流102中存在的 催化剂毒物，例如氮气，各种含硫和/或者含氧杂质，可以降低了烷基化催 化剂的活性，这些催化剂毒物不是自然存在的就是之前处理导致的。
本发明的实施方式提供的方法中，可以在催化剂再生和维护期间实现连 续生产。例如，一个反应器停工通过原位或者非原位方法进行催化剂的再 生，而保留的反应器仍然保持在线生产。进行再生的时间点将取决于特定 的系统条件，但是通常是预先确定好的设置点(例如，催化剂生产率，温度， 或者时间)。
如果无法进行催化剂的原位再生，当从反应器中取出催化剂进行再生 时，可以替换催化剂并使反应器在运行中，同时对取出的/失活的催化剂进 行再生。在这种实施方式中，替换催化剂的成本较高，因此这种催化剂在 进行再生之前应具有长的寿命才是有利的。本发明的实施方式提供了一种 烷基化系统，可以延长催化剂的寿命并且延长生产运行时间。
参阅图2，烷基化/烷基转移系统100可以进一步包括初步烷基化系统 103。例如，初步烷基化系统103可以保持烷基化条件。例如，初步烷基化 输入物流101可以先通过初步烷基化系统103，再进入烷基化系统104，以 降低输入物流102中催化剂毒物的含量水平。例如，在一个实施方式中， 催化剂毒物的含量程度降低了至少10%，或者至少25%或者至少40%或者 至少60%或者至少80%。例如，初步烷基化系统103可以作为一个牺牲系 统，因此降低在烷基化系统104中接触烷基化催化剂的催化剂毒物的含量， 并且减少在烷基化系统104中烷基化催化剂需要的再生频率。
在一个实施方式中，初步烷基化输入物流101包含进料到工艺中的全部 苯和进料到工艺中的部分乙烯。该输入物流先经过含有β沸石催化剂的初 步烷基化系统103，再进入烷基化系统104，以降低烷基化系统104中接触 烷基化催化剂的催化剂毒物的含量水平。从初步烷基化系统103中出来的 输出物流102可以包含未反应的苯和初步烷基化系统103中生成的乙苯。 可以向烷基化系统104中加入另外的乙烯(未在图2中示出)，与未反应的苯 反应。在本实施方式中，初步烷基化系统103可以降低苯和那部分加入到 初步烷基化输入物流101中的乙烯进料中的催化剂毒物的含量水平。在初 步烷基化系统103之后加入的乙烯，例如加入到烷基化系统104中的乙烯， 将不会降低从初步烷基化系统103中出来的输出物流中的催化剂毒物含量 水平。
初步烷基化系统103可以在液相条件下运行。例如，初步烷基化系统103 可以在大约100°C到大约300°C的温度下，或者在200°C到大约280°C 运行并且可以在确保液相条件的压力，例如在大约300psig到大约1200psig 的压力下运行。
初步烷基化系统103通常包括放置其中的初步催化剂(未显示出)。烷基 化催化剂，烷基转移催化剂和/或者初步催化剂可以是相同的或者不同的。 通常来说，这种催化剂选自分子筛催化剂，例如β沸石催化剂。
由于初步烷基化输入物101中存在的催化剂毒物含量水平的结果，可以 导致初步烷基化系统103中的初步催化剂失活，需要再生和/或替换。例如， 初步催化剂可以比烷基化催化剂更快速地经历失活。
本发明的实施方式可以在初步烷基化系统103中使用H-β沸石催化剂。 另外烷基化反应也可以利用这种H-β催化剂。实施方式可以包括加载一种 混合催化剂的初步烷基化系统，该混合催化剂包括H-β沸石催化剂和一种 或者更多其他的催化剂。例如，加载的混合催化剂可以是各种催化剂的压 条，压条中的这些催化剂之间可以有或者没有障碍物或者分隔物将其分开， 或者也可以包括一种物理混合物，该混合物中各种催化剂互相接触。
本发明的实施方式可以在初步烷基化系统103中使用H-β沸石催化剂， 并且烷基化系统104可以含有一个或多个含有一种烷基化催化剂的反应段， 这种烷基化催化剂经历了催化剂的重新活化而无需将催化剂从反应器中停 用取出，进行催化剂的再生或者更换操作。
在另一个实施方式中，烷基化系统104可以含有一个或多个含有一种烷 基化催化剂的反应段，这种烷基化催化剂经历了催化剂的失活并且在初步 烷基化系统103中引入H-β催化剂之后，烷基化催化剂经历了重新活化而 无需将催化剂从反应器中停用取出进行催化剂的再生或者更换操作。
在另一个实施方式中，烷基化系统104可以含有一个或多个含有一种烷 基化催化剂的反应段，这种烷基化催化剂经历了催化剂的失活并且在初步 烷基化系统103中引入H-β催化剂之后，烷基化催化剂至少一年时间内不 再经历进一步的失活。在另一个实施方式中，在引入H-β催化剂之后，烷 基化催化剂在超过18个月(也可选择为24个月)的时间里未经历进一步的失 活。
在另一个实施方式中，烷基化系统104可以含有一个或多个含有一种烷 基化催化剂的反应段，这种烷基化催化剂经历了催化剂的失活，并且在初 步烷基化系统103中引入H-β催化剂之后，烷基化系统104中的烷基化催 化剂延长寿命而未经历另外的催化剂失活。在另一个实施方式中，烷基化 系统104中的烷基化催化剂的催化剂活性比引入H-β催化剂至初步烷基化 系统103之前获得了提高。
当需要对系统中的任何催化剂进行再生时，尽管再生可以包括本领域技 术人员已知的任何再生操作，但再生操作通常包括在较高的温度下处理失 活的催化剂。
使反应器离线后，可以立刻清除放置在其中的催化剂。吹扫停用的反应 器可以通过使离线反应器内的催化剂与吹扫物流接触来实施，吹扫物流可 以包括任何合适的惰性气体(例如氮气)。对停用的反应器进行吹扫的条件通 常由独立的过程参数决定，并且是本领域的技术人员公知的。
然后催化剂可以进行再生。再生条件是能使催化剂至少部分有效再活化 的任何条件，并且这些条件为本领域的技术人员公知。例如，再生可以包 括加热烷基化催化剂至某一温度或者一系列的温度，例如再生温度比吹扫 或者烷基化反应温度高大约200°C到大约500°C。
例如，在一个实施方式中，使用含有氮气和2摩尔%或者更少的氧气加 热烷基化催化剂至第一温度(例如400°C)，保持足够的时间，使输出物流的 氧气含量大约为1摩尔%。再生条件通常通过烷基化系统限制和/或者能够 调整条件的投入运行许可要求，例如气体排放控制允许的可以燃烧的的氧 气含量，进行控制。然后烷基化催化剂可以加热至第二温度(例如500°C) 一段时间，保持足够的时间，使输出物流的氧气含量达到一定值。催化剂 可以在第二温度下，或者，可以在比第二温度高的第三温度下，进一步加 热一段时间。催化剂再生之后，反应器立刻冷却然后准备好投入生产线进 行连续生产。
图3描绘了烷基化系统200的一个非限制性的实施方式，它可以是初步 烷基化系统。示出的烷基化系统200包括了多个烷基化反应器，例如两个 并行操作的烷基化反应器202和204。烷基化反应器202和204，可以是相 同类型的反应容器，或者，在一些实施方式中，可以是不同类型的反应容 器，它们中的一个或者两个可以同时投入生产线，使两个反应器同时处于 运行中。例如，可以只有一个烷基化反应器在线，而另一个正在维护，例 如进行催化剂再生。在一个实施方式中，烷基化系统200配置为使输入物 流206等分，向每个烷基化反应器202和204提供大致相同的进料。但是， 这种流动速率将有各独自的系统控制。
例如，在系统200正常运行期间，当反应器202和204都在线，将输入 物流206(例如，通过管线208和210)供给两个反应器，提供低于假如整个 输入物流206都输送至单个反应器时的空间速率。输出物流216可以是两 个反应器的混合流(例如，通过管线212和214)。当一个反应器离线并且进 料速率保持不降低时，留在生产线中的反应器的空间速率大致翻倍。
在一个特定的实施方式中，多个烷基化反应器的一个或多个可以包括多 个相互连接的催化剂床。例如，多个催化剂床可以包括2到15个床，或者 5到10个床，或者，在特定的实施方式中，例如为5个或者8个床。实施 方式可以包括一个或多个的加载混合催化剂的催化剂床，该混合催化剂包 括H-β沸石催化剂和一种或者更多的其他催化剂。例如，加载的混合催化 剂可以是各种催化剂的压条，压条中的这些催化剂之间可以有或者没有障 碍物或分隔物将其分开，或者选择性地可包括一种其中各种催化剂互相接 触的物理混合物。
图4描绘了烷基化反应器302的非限制实施方式。烷基化反应器302包 括五个串联的催化剂床，被命名为床A，B，C，D和E。将输入物流304(例 如苯/乙烯)引入反应器302中，从各催化剂床通过，与烷基化催化剂接触并 且形成烷基化输出物308。另外的烷基化试剂可以通过管线306a，306b， 和306c供应至反应器302中的级间位置。另外的芳香族化合物也可以通过 管线310a，310b和310c引入至级间位置。
实施例
在实施例1中，一种使用商业数量的H-β沸石催化剂生产乙苯的方法包 括初步烷基化系统，该系统具有一个加载了大约22000磅的H-β沸石催化 剂的反应器。该过程在初步烷基化系统之后，进一步包括含有其他催化剂 而不是H-β沸石催化剂的主要烷基化系统。
本过程的输入物流可以含有诸如乙腈，氨，和/或胺化合物的各种杂质， 这些杂质的含量范围从1ppb到100ppb或者更多并且通常平均从20ppb 到40ppb。初步烷基化系统可以在主要烷基化系统之前，除去进入过程中 的苯输入物流中的各种杂质和一部分的乙烯输入物流中的各种杂质。H-β 催化剂可通过商业渠道从赞乐斯国际公司(ZeolystInternational)获得的，并 带有ZeolystCP787ZeoliteH-BetaExtrudate的商品标志。
苯输入物流以大约700000到750000磅/小时的速率加入到初步烷基化反 应器中，通过初步烷基化反应器，然后进入主要烷基化系统。苯输入物流 在初步烷基化反应器中的速率大约相当于15到20小时-1LHSV。
乙烯被加入到初步烷基化反应器和主要烷基化系统中。对于初步烷基化 反应器和主要烷基化系统中的每一个催化剂床，乙烯以苯:乙烯的摩尔比范 围通常在15:1到20:1之间的方式加入到工艺中。包括初步烷基化反应器和 主要烷基化系统在内的整个过程中苯:乙烯的总的摩尔比范围通常为2.7:1 到3.7:1。初步烷基化反应器中的苯转化为乙苯使得整个乙苯的产量达到大 约一百万磅/天。包括初步烷基化反应器和主要烷基化系统在内的整个过程 的乙苯的总产率达到大约七百五十万磅/天。
在实施例1的开始投入生产线的150天期间，初步烷基化反应器处于间 歇式使用中，并且主要烷基化反应床表现出显著的催化剂失活迹象。当大 约投入生产线150天时，初步烷基化反应器开始处于连续投入生产线状态， 并且主要烷基化反应床在接下来的100天内表现出催化剂失活减少的迹象。 从投入生产线第250天开始到投入生产线第300天，主要烷基化反应床表 现出催化剂重新活化的迹象。从投入生产线300天开始到投入生产线700 天，主要烷基化反应床未表现出明显的催化剂失活迹象，表明初步烷基化 床包含了存在于苯输入物流中的催化剂毒物，正在与之反应或者正在使其 失活。
表1提供了从实施例1中开始投入生产线300天中选择的数据。数据显 示了放置于特定位置的主要烷基化反应器催化剂床#1中整个温度升高的百 分比。热电偶#1(TW#1)提供了进入主要烷基化反应器催化剂床#1内长度大 约21%处的温度读数，因而指示出催化剂床内开始21%范围内的经历的反 应数量。热电偶#2(TW#2)大约进入主要催化剂反应催化剂床#1内大约51% 处。表1中的数据未归一化而使得最大上升百分比至100%。超过100%的 数值可能是由于各个仪器之间温度读数存在差异。
表1中的数据差异可能是由于操作条件，例如通过反应器的流速率增加 了或者减少了。当流速率增加的，例如从10/3/2007到10/9/2007，催化剂 床#1温度从大约50°F升至大约64°F。在这段时间内，TW#1处%增加减少 至低于30%，但是该减少并非表明催化剂失活而仅仅是增加流速率所产生 的效果。应该考虑催化剂活化的整体趋势而非可以受到投入生产线(条件) 改变影响的特定的数据点。
主要烷基化反应器催化剂床的温度曲线(profiles)显示了催化反应经历的 地点和沿催化剂床长度方向的催化剂失活程度。随着催化剂失活和活化反 应段投入生产线使得催化剂床的长度朝活化的催化剂方向移动，温度升高 曲线中可以观察到反应加速。例如，假如TW#1处的上升百分比为70%， 那么在催化剂床长度开始21%范围内的整个温度升高了大约70%。加入之 后的TW#1处的上升百分比值减少到40%，那表明催化剂床长度开始21% 范围内的催化剂已经失活至一程度，使得只有40%的温度升高发生在催化 剂床长度开始21%范围内，而剩余的60%的温度升高发生在催化剂床长度 开始21%范围之后。
在实施例1期间，含有H-β沸石催化剂的初步烷基化反应器投入生产线 超过700天，包括连续投入生产线超过550天而无需进行催化剂再生操作。 图5描绘了实施例1中开始700天时间内主要烷基化反应器催化剂床中的 TW#1和TW#2的温度趋势数据。这些数据点显示出温度百分比大约每10 天升高一次。工厂混乱或者是反应器异常流速率的日期数据也没有用于制 作图5中的曲线图。图5仅用于描绘出实施例1的结果中的趋势，并且不 应该以任何方式取代表1。在没有连续使用含有H-β沸石催化剂的初步烷 基化反应器的开始150天内，TW#1处的上升百分比(进入反应器内长度21% 处)从开始的76%降低至大约45%，同时TW#2处的上升百分比(进入反应 器内长度51%处)未显示出任何明显的降低。当从第150天开始，刚开始使 用含有H-β沸石催化剂的初始烷基化反应器，TW#1处的上升百分比就开 始降低，尽管降低的速率不快，至大约40%后升至大约50%并且在剩余的 测试时间内通常维持在大约50%到55%之间。
表1主要烷基化反应器数据
此处使用了各种术语，术语的使用程度在此处未定义，其使用程度应该 给予，相关领域技术人员已经给予的，印刷出版物和公布的专利中所反映 的，最宽广的定义。
术语“活性”指的是一组标准条件下单位重量的催化剂在每小时反应过 程中产生产物的重量(例如，克/产物/克催化剂/小时)。
术语“烷基”指的是仅由单键连接的碳原子和多个氢原子组成的官能团 或者侧链，例如，甲基或者乙基。
术语“烷基化”指的是将烷基基团加成到另一个分子上。
术语“转化率”指的是输入物转化的百分比。
术语“失活催化剂”指的是失去足够的催化剂活性，因而对特定的过程不 再有效的催化剂。
术语“高催化剂毒物输入物流”指的是一种通常包含使催化剂失活的各 种杂质的输入物流，这些杂质的数量范围从10ppb到100ppb或者更多， 并且通常平均范围从20ppb到40ppb。
术语“分子筛”指的是一种拥有固定的，开放网状结构，常常结晶的物质。 通过选择性禁锢一种或者更多的组分，它可以用于分离烃类或者其他混合 物，或者它可以在一个催化转化过程中可以作为催化剂使用。
术语“重新活化”指的是增加催化剂的活性。
术语“再循环”指的是将系统的输出物作为输入物返回工艺内的相同系 统或者不同系统。输出物可以以本领域的技术人员已知的任何方式再循环 至系统，例如，通过将输出物与输入物混合或者直接将输出物注入至系统。 另外，多股输入物流可以通过本领域技术人员已知的任何方式注入系统。
术语“再生的催化剂”指的是重新获得足够的活性能对特定的过程有效 的催化剂。这种效率由独立的工艺参数决定。
术语“再生”指的是重新恢复催化剂活性和/或者在催化剂的活性达到一 种不可接受的程度后使其重新可以使用的方法。这种再生的实例可以包括 将蒸汽通过催化剂床或者例如燃烧碳残渣。
术语“烷基转移”指的是将一种烷基基团从一个芳基分子转移至另一个 芳基分子。
术语“沸石”指的是一种含有硅酸盐晶格的分子筛，它常常与一些诸如 铝，硼，稼，铁，和/或者钛结合。在接下来的讨论中和整个本披露中，术 语分子筛和沸石大体上可以相互交换使用。本领域的技术人员将意识到关 于沸石的知识也可适用于更通用的一类称为分子筛的物质。
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