一种制备多烷基芳烃组分的方法和装置、及得到的产品 |
|||||||
| 申请号 | CN202211311502.7 | 申请日 | 2022-10-25 | 公开(公告)号 | CN117925273A | 公开(公告)日 | 2024-04-26 |
| 申请人 | 中国石油化工股份有限公司; 中石化石油化工科学研究院有限公司; | 发明人 | 彭东岳; 管翠诗; 李云鹏; 王玉章; 丁洛; | ||||
| 摘要 | 一种制备多烷基芳 烃 组分的方法和装置、及得到的产品，所述的方法包括：富芳烃油 分馏 得到馏程范围在180～320℃内的富芳烃油馏分；在烷基化催化剂存在下，经过两段烷基化反应，得到烷基化产物；第二段烷基化反应比第一段烷基化反应的 温度 高30‑70℃；所述的烷基化产物经分馏得到轻组分和重组分，切割点为450～540℃，其中重组分为多烷基芳烃组分产品。本 发明 提供的方法，能够高选择性制备具有多烷基芳烃组分，可作为优质光亮油产品，同时具有较高的芳 碳 率，可作为环保芳烃 橡胶 增塑剂 产品。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种制备多烷基芳烃组分的方法，其特征在于，该方法包括： |
||||||
| 说明书全文 | 一种制备多烷基芳烃组分的方法和装置、及得到的产品技术领域[0001] 本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种制备多烷基芳烃组分的方法和装置。 背景技术[0002] 光亮油是一种高黏度润滑油基础油，用于调节润滑油产品的高温黏度，在工业用油和重内燃机油等领域广泛应用。作为重质基础油，光亮油不仅要求高黏度，还需要高黏度指数、良好氧化安定性能以及低温流动性等。光亮油主要以原油减压渣油为原料，通过物理分离和加氢处理等工艺生产。但受限于原油来源的多样化和优质资源日趋减少，致使光亮油产品在黏度、黏度指数和氧化安定性等方面指标的变化，造成产品质量波动，且难以生产出高黏度和高黏度指数兼具的优质光亮油产品。环保芳烃橡胶增塑剂则是另一种高黏特油产品，主要用于轮胎橡胶填充，可改善橡胶弹性、韧性和可加工性，具有芳碳含量高、稠环芳烃含量低(PCA<3％)、密度大、黏度高、与极性橡胶相容性良好等特点。现有工艺主要以润滑油基础油溶剂精制过程的副产物抽出油为原料，经过物理分离或加氢处理，生产符合环保指标要求的橡胶增塑剂，但面临原料来源受限，产品收率低和芳碳率低等问题。由于原料和工艺限制，高黏指光亮油和高芳碳环保芳烃橡胶增塑剂市场稀缺。 [0003] 芳烃与烯烃的烷基化反应是一种合成烷基芳烃的重要手段，在石化领域常用于乙苯及苯乙烯，十二烷基苯、烷基联苯、烷基萘等化工品的生产。现有烷基化反应过程为在酸性催化剂和芳烃过量的条件下，制备含有一个烷基侧链的芳烃组分。CN101130477A以短链烷基苯与长链烯烃为原料，在负载氯化铝分子筛催化下制备带支链的长链烷基苯产品，反应条件温和，烯烃转化率达100％。CN1225617A以金属卤化物的低温熔融离子液体作为催化剂，催化卤代烃和烯烃制备直链烷基苯。CN101205161A为在二氧化硅负载杂多酸催化作用下，采用萘和长链烯烃制备长链烷基萘产物。 [0004] 长链多烷基芳烃组分为含有两个以上烷基侧链的芳烃组分，该组分结构分子量高、黏度大、闪点高，但在烷基化反应过程中，常作为副产物。此类多烷基芳烃组分不仅具有芳环结构，与极性橡胶具有较好的相容性，又具有长烷基侧链，具有高黏度指数和高氧化安定性。因此，该组分结构可应用于光亮油以及环保芳烃增塑剂等特油领域。与现有制备单烷基侧链的烷基苯或烷基萘工艺不同，合成多烷基芳烃组分时，需要过量的烯烃原料，且芳烃与烯烃需发生多次烷基化反应。为实现多烷基芳烃组分，需在高反应温度和强酸性催化剂作用下，克服烷基侧链空间位阻影响。但烷基化反应为放热反应，提高反应温度会降低烷基化产物收率，且副反应增多，烯烃易发生聚合反应。CN109824467A公开了一种制备含有3～4个烷基侧链的烷基萘组分，采用金属卤化物离子液体催化萘与己烯和辛烯的多烷基化反应，但该催化体系易引入卤素，影响后续产品使用。CN102660322A公开一种重烷基苯的制备方法，采用基于三氯化铝与有机铵盐催化体系，采用烷基苯和C20～C24烯烃，制备高碳数烷基苯，但主要为单烷基产物。因此，针对多烷基芳烃组分，不仅缺少催化效果好、易分离的酸性催化体系，还缺少高选择性实现多烷基芳烃组分制备的工艺路线。 发明内容[0005] 本发明要解决的技术问题之一是现有技术中难以实现高选择性地制备多烷基芳烃组分，提供一种生产多芳烃组分的方法。 [0006] 本发明要解决的技术问题之二是提供一种上述方法得到的多烷基芳烃产品。 [0007] 本发明要解决的技术问题之三是提供一种生产多芳烃组分的装置。 [0008] 第一方面，本发明提供的一种制备多烷基芳烃组分的方法，包括： [0009] (1)富芳烃油分馏得到馏程范围在180～320℃内的富芳烃油馏分； [0010] (2)第一段烷基化反应，在烷基化催化剂存在下，以所述的富芳烃油馏分或其与芳烃化合物的混合物为芳烃原料，与烯烃原料进行烷基化反应，得到中间烷基化产物； [0011] (3)第二段烷基化反应，在烷基化催化剂存在下，中间烷基化产物与所述的烯烃原料在较高温度下进行烷基化反应，得到烷基化产物；第二段烷基化反应比第一段烷基化反应的温度高30‑70℃； [0012] (4)所述的烷基化产物经分馏得到轻组分和重组分，切割点为450～540℃，其中重组分为多烷基芳烃组分产品。 [0013] 第二方面，上述方法制备得到的多烷基芳烃组分，其中，所述多烷基芳烃组分的馏程不低于450℃。 [0014] 第三方面，本发明提供一种制备多烷基芳烃组分的装置，用于上述任一种所述的制备多烷基芳烃组分的方法，包括依次相连通的第一分馏塔、烷基化反应器和和第二分馏塔，其中，第一分馏塔设有原料入口，塔顶出料口、侧线出料口和塔底出料口，烷基化反应器设有芳烃原料入口、烯烃原料入口、催化剂入口和产物出口和催化剂出口，所述的烷基化产物出口连通第二分馏塔的原料入口，第二分馏塔还设有塔顶出料口和塔底出料口。 [0015] 相比现有技术，本发明提供的制备多烷基芳烃组分的方法和装置的有益效果为： [0016] (1)本发明提供的方法，以适宜芳烃和长链烯烃为原料，在强酸性催化体系作用下，通过两段烷基化反应，高选择性制备具有多烷基的芳烃组分。在低烷基化温度下，生成含有1～2个烷基侧链的产物，同时避免烯烃聚合等副反应；在高烷基化温度下，可克服空间位阻影响，生成含有2～3个烷基侧链的多烷基芳烃组分，实现高选择性制备多烷基芳烃组分。 [0018] 图1是本发明提供的制备多烷基芳烃组分的方法一种实施方式的流程示意图。 [0019] 附图标记说明： [0020] 1、第一分馏塔 2、烷基化反应器 [0021] 3、第二分馏塔 4、原料入口 [0022] 5、第一分馏塔塔底出料 6、第一分馏塔侧线出料 [0023] 7、第一分馏塔塔顶出料 8、烷基化催化剂入口 [0024] 9、烯烃原料入口 10、废催化剂出口 [0025] 11、产物出口 12、第二分馏塔塔底出料 [0026] 13、第二分馏塔塔顶出料 具体实施方式[0027] 以下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。 [0028] 第一方面，本发明提供的一种制备多烷基芳烃组分的方法，包括： [0029] (1)富芳烃油经分馏得到馏程范围在180～320℃内的富芳烃油馏分； [0030] (2)第一段烷基化反应，在烷基化催化剂存在下，以所述的富芳烃油馏分或其与芳烃化合物的混合物为芳烃原料，与烯烃原料进行烷基化反应，得到中间烷基化产物； [0031] (3)第二段烷基化反应，在烷基化催化剂存在下，中间烷基化产物与所述的烯烃原料在较高温度下进行烷基化反应，得到烷基化产物；第二段烷基化反应比第一段烷基化反应的温度高30‑70℃； [0032] (4)所述的烷基化产物经分馏得到轻组分和重组分，切割点为450～540℃，其中重组分为多烷基芳烃组分产品。 [0033] 本发明中，所述的富芳烃油中芳烃含量大于70wt％；优选地，所述的富芳烃油选自催化裂化柴油、催化裂化回炼油、催化裂化油浆、重整重芳烃油和乙烯焦油中的一种或几种；所述的芳烃化合物为沸点在180‑320℃的单环或双环芳烃化合物；优选催化裂化柴油。 [0034] 为富集单双环芳烃组分，对富芳烃油进行蒸馏切割，获得180～320℃适宜馏分段。优选地，所述的芳烃原料的馏程范围在200～300℃，所述的芳烃原料中芳烃含量大于 70wt％、更优选大于80wt％。 [0035] 本发明中，所述的芳烃化合物选自甲基萘、二甲基萘、乙基萘、联苯、苊类、芴类和己基苯中的一种或几种；优选地，所述的芳烃化合物为甲基萘和/或二甲基萘。 [0036] 本发明中，所述富烯烃油的烯烃含量大于50wt％、优选大于70wt％。优选地，所述富烯烃油选自纯烯烃化合物中至少一种，所述烯烃为C8～C20的直链α‑烯烃或内烯烃中的至少一种。采用优选条件，可以保证芳烃原料与高浓度烯烃油能够发生烷基化反应，且具有适宜碳链长度，可满足高黏度的要求。 [0037] 本发明中，所述的烷基化催化剂为酸性催化剂，包括强酸性Bronsted酸、以及Bronsted酸与Lewis酸复合酸。对所述强酸性Bronsted酸催化剂的种类具有较宽的选择范围。所述强酸性Bronsted酸催化剂是指酸度系数(pKa)小于0的强酸， [0038] 为实现富芳烃油与烯烃的烷基化反应，催化剂需要满足强酸性要求。同时，为实现合成产物与催化剂易分离，筛选液体酸催化体系，且与反应产物不互溶。所述的强液体酸选自酸度系数小于‑5超强液体酸；优选地，选自浓硫酸(98wt％)、三氟甲磺酸、氟磺酸、高氯酸和氢溴酸中的至少一种；优选浓硫酸和/或三氟甲磺酸。 [0039] 对所述Bronsted酸与Lewis酸复合酸，所述Bronsted酸催化剂选自酸度系数(pKa)小于0的强酸，优选的，包括甲磺酸、苯磺酸、三氟甲磺酸、氟磺酸、高氯酸、氢溴酸中的至少一种；所述Lewis酸包括金属卤化物，优选的，所述的金属卤化物包括三溴化硼、三氯化硼、三氯化铝、三氟化硼、三氯化铁、三氯化锌中的至少一种。 [0040] 在本发明中，为实现多次烷基化反应，当仅采用Bronsted酸时，优选酸度系数(pKa)小于‑5的强酸性催化剂，当采用Lewis酸与Bronsted酸复合酸时，Lewis酸存在可以促进多烷基化反应，此时可优选酸度系数(pKa)小于0的强酸性Bronsted酸催化剂，所述Bronsted酸与Lewis酸复合酸的复配质量比为1～10:1，优选2～5:1。 [0041] 本发明中，第一段烷基化反应中，反应温度为20‑60℃，优选30‑50℃。压力为常压。烷基化反应为强放热反应，且反应速度快。在较低反应温度下制备含有1～2个烷基侧链的烷基芳烃组分，强酸性催化剂作用下，较低的反应温度可减少副反应同时减缓反应速度。 [0042] 第二段烷基化反应中，反应温度为60‑120℃，优选80‑100℃。压力为常压。受长侧链空间位阻影响，进一步发生烷基化难度增加，需提高反应温度，实现多烷基化反应。 [0043] 本发明中，第一段烷基化反应和第二段烷基化反应中采用的烷基化催化剂可以相同也可以不同，优选两段烷基化反应的烷基化催化剂相同。 [0044] 第一段烷基化反应和第二段烷基化反应中采用的烯烃原料可以相同也可以不同，优选两段烷基化反应采用的烯烃原料相同。 [0045] 本发明的一种优选实施方式，所述的烷基化催化剂采用强液体酸，第一段烷基化反应中，烷基化反应器采用搅拌釜反应器，将芳烃原料和强液体酸加入烷基化反应器中，优选地，将烯烃原料连续加入烷基化反应器，加入时间为10‑100min，优选15‑60min。同样烷基化反应为强放热反应，为减少温升，控制反应温度恒定，烯烃原料加入为连续匀速加入。 [0046] 在本发明中，第一段烷基化反应中，所述芳烃油与所述烯烃的用量质量比为1：0.3‑3，优选为1:0.5‑2；所述的烷基化催化剂与所述的芳烃原料的质量比为0.01‑0.3:1，优选为0.05‑0.2:1；烷基化反应时间为5‑90min，优选20～60min。在优选条件下，可以获得含有1～2个侧链的中间烷基化产物。 [0047] 第二段烷基化反应中，所述的芳烃原料与烯烃的质量比为1:0.3‑3，优选为1:0.5‑2；烷基化催化剂与所述的芳烃原料的质量比为0.01‑0.3:1，优选为0.05‑0.2:1。反应时间为5‑90min，优选为20～60min。 [0048] 本发明提供的方法的一种优选实施方式，所述的烷基化催化剂采用强酸性液相催化剂，第一段烷基化反应中，烯烃原料连续加入强酸性液相催化剂中，加入时间为10‑100min、优选15‑60min；第二段烷基化反应中，烯烃原料连续加入强酸性液相催化剂中，加入时间为10‑100min、优选15‑60min；反应完成后，所述反应产物与催化剂沉降分层时间为5～240min、优选15～60min。 [0049] 分两段加入烯烃，可避免过量烯烃聚合副反应，提高烯烃有效利用率，采用不同温度下的烷基化反应，低温时可降低反应速度，减少副反应，高温时可克服空间位阻影响，实现多烷基化反应。 [0050] 本发明的优选实施方式中，将所述烷基化反应产物与催化剂沉降分层，将上层反应产物引入至蒸馏塔中进行分馏，得到轻组分物流和重组分物流，重组分物流为多烷基芳烃产物。所述轻组分物流和所述重组分的切割点为450～540℃；将下层催化剂循环回所述反应器中进行所述催化烷基化反应。本发明中，所述反应产物与催化剂沉降分层时间为5～240min，优选15～60min。本发明中的催化剂体系与反应产物不互溶，且存在密度差，可以通过静置沉降实现分离。 [0051] 本发明中，所述的分馏塔选自板式塔和填料塔；优选地，所述蒸馏塔选自填料塔。 [0052] 第二方面，本发明提供一种第一方面提供的方法制得的多烷基芳烃组分，所述多烷基芳烃组分的馏程不低于450℃。 [0053] 所述的多烷基芳烃组分切割温度不低于500℃的馏分段，用做高黏度及高黏度指数光亮油产品；或者所述的多烷基芳烃组分切割温度不低于450℃的馏分段，作为高芳碳环保芳烃橡胶增塑剂产品。 [0054] 第三方面，本发明提供一种制备多烷基芳烃组分的装置，用于上述任一种所述的制备多烷基芳烃组分的方法，包括依次相连通的第一分馏塔、烷基化反应器和和第二分馏塔，其中，第一分馏塔设有原料入口，塔顶出料口、侧线出料口和塔底出料口，烷基化反应器设有芳烃原料入口、烯烃原料入口、催化剂入口和产物出口和催化剂出口，所述的烷基化产物出口连通第二分馏塔的原料入口，第二分馏塔还设有塔顶出料口和塔底出料口。 [0055] 优选地，所述的烷基化反应器由第一烷基化反应器和第二烷基化反应器组成，其中第一、第二烷基化反应器设有芳烃原料入口、烯烃原料入口、催化剂入口和产物出口和催化剂出口，第一烷基化反应器的产物出口连通第二烷基化反应器的原料入口。 [0056] 下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，但附图和实施例并不构成对本发明的限制。 [0057] 附图1为制备多烷基芳烃组分的方法一种实施方式的流程示意图。如附图1所示，本发明提供的生产多烷基芳烃组分的装置包括依次连通的第一分馏塔1、烷基化反应器2和第二分馏塔3，其中，第一分馏塔设有原料入口4、塔顶出料7、侧线出料6和塔底出料5，所述的侧线出料连通烷基化反应器2的芳烃原料入口，烷基化反应器2还设有烯烃原料入口9、催化剂入口8、产物出口11和废催化剂出口10；所述的产物出口11连通第二分馏塔3的原料入口，第二分馏塔还设有塔顶出料13和塔底出料12。 [0058] 富芳烃油经原料入口4进入第一分馏塔1中，分馏后经侧线出料6得到馏程范围在180～300℃内的富芳烃油中间馏分；烷基化催化剂经催化剂入口8进入烷基化反应器2中，富芳烃油中间馏分作为芳烃原料进入烷基化反应器2中，烯烃原料经烯烃原料入口9连续加入烷基化反应器2中，在较低温度下与芳烃原料进行第一段烷基化反应，得到中间烷基化产物；然后升高反应温度30‑70℃，继续加入烯烃原料，中间烷基化产物与所述的烯烃原料在较高温度下进行第二段烷基化反应，得到烷基化产物；废催化剂经废催化剂出口10排出，烷基化产物经产物出口11进入第二分馏塔3中进行分馏，塔顶出料13得到轻组分，塔底出料12为多烷基芳烃组分。 [0059] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。 [0060] 催化裂化柴油取自中国石油化工股份有限公司济南分公司的催化裂化装置。 [0061] 烯烃取自中国石油化工股份有限公司茂名分公司的乙烯齐聚装置，包括十二烯和十四烯。 [0062] 烷基化催化剂为三氟甲磺酸、浓硫酸、甲磺酸、三溴化硼，购自阿拉丁试剂公司。 [0063] 密度参数采用GB/T 13377测得； [0064] 运动黏度参数采用GB/T 265测得； [0065] 烃类组成采用采用SH/T 0606测得； [0066] 倾点参数采用GB/T 3535‑2008测得； [0067] 总酸值采用GB/T 7304测得； [0068] 黏度指数采用GB/T 1995测算； [0069] 氧化安定性(旋转氧氮)采用SH/T 0193测得； [0070] 芳碳率采用SH/T 0725测得； [0071] 稠环芳烃(PAC)采用NB/SH/T 0838测得； [0072] 八种多环芳烃(PAHs)采用SN/T 1877.3‑2007测得。 [0073] 实施例1 [0074] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得200～300℃馏分段，原料及中间馏分段性质见表1。 [0075] (2)第一段烷基化反应，将催化裂化柴油200～300℃中间馏分段与三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为40℃下，连续加入十二烯，加入时间为20min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为40℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1.5:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.1:1)，得到中间烷基化产物。 [0076] (3)第二段烷基化反应，三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为90℃下，连续加入十二烯，加入时间为20min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为90℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1.5:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.1:1)，得到烷基化产物。 [0077] (4)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞520℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表2。 [0078] 表1 [0079] [0080] [0081] 实施例2 [0082] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得250～320℃中间馏分段，催化裂化柴油原料及中间馏分段性质见表1。 [0083] (2)第一段烷基化反应，将上述250～320℃中间馏分段与三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为30℃下，连续加入十二烯，加入时间为60min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为30℃，反应时间20min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到中间烷基化产物。 [0084] (3)第二段烷基化反应，三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为80℃下，连续加入十二烯，加入时间为60min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为80℃，反应时间20min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1.5，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到烷基化产物。 [0085] (4)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞500℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表2。 [0086] 实施例3 [0087] (1)第一段烷基化反应，将甲基萘加入反应器，甲磺酸与三溴化硼复合催化剂(甲磺酸与三溴化硼质量比1:0.3)加入反应器，反应温度为50℃下，连续加入十四烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为50℃，反应时间40min，芳烃原料与十四烯重量比为1:2，复合催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到中间烷基化产物。 [0088] (2)第二段烷基化反应，甲磺酸与三溴化硼复合催化剂(甲磺酸与三溴化硼质量比1:0.3)加入反应器，反应温度为100℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为100℃，反应时间60min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到烷基化产物。 [0089] (3)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞500℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表2。 [0090] 实施例4 [0091] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得200～300℃中间馏分段，催化裂化柴油原料及中间馏分段性质见表1； [0092] (2)第一段烷基化反应，将上述200～300℃中间馏分段与甲基萘按1:1质量比混合，再与三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为50℃下，连续加入十二烯，加入时间为15min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为50℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.05:1)，得到中间烷基化产物。 [0093] (3)第二段烷基化反应，三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为100℃下，连续加入十二烯，加入时间为15min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为80℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.05:1)，得到烷基化产物。 [0094] (4)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞450℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表3。 [0095] 实施例5 [0096] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得180～290℃中间馏分段。 [0097] (2)第一段烷基化反应，将上述180～290℃中间馏分段与浓硫酸加入反应器，反应温度为30℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为30℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，浓硫酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到中间烷基化产物。 [0098] (3)第二段烷基化反应，浓硫酸加入反应器，反应温度为90℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为80℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:0.5，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到烷基化产物。 [0099] (4)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞450℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表3。 [0100] 对比例1 [0101] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得200～300℃中间馏分段，原料及中间馏分段性质见表1。 [0102] (2)烷基化反应，将上述200～300℃中间馏分段与三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为40℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为40℃，反应时间60min，芳烃原料与十二烯重量比为1:3，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.3:1)，得到中间烷基化产物； [0103] (3)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞450℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表4。 [0104] 对比例2 [0105] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得200～300℃中间馏分段，原料及中间馏分段性质见表1； [0106] (2)烷基化反应，将上述200～300℃中间馏分段与三氟甲磺酸加入反应器，反应温度为100℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为100℃，反应时间60min，芳烃原料与十二烯重量比为1:3，三氟甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.3:1)，得到烷基化产物； [0107] (3)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞450℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表4。 [0108] 对比例3 [0109] (1)将催化裂化柴油引入蒸馏塔，获得200～300℃中间馏分段，原料及中间馏分段性质见表1； [0110] (2)第一段烷基化反应，将上述200～300℃中间馏分段与甲磺酸加入反应器，反应温度为50℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为50℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:1，甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到中间烷基化产物； [0111] (3)第二段烷基化反应，乙酸加入反应器，反应温度为90℃下，连续加入十二烯，加入时间为30min，待烯烃原料加入完成后，在设定反应温度和时间下(反应温度为100℃，反应时间30min，芳烃原料与十二烯重量比为1:0.5，甲磺酸催化剂与芳烃原料重量比为0.2:1)，得到烷基化产物； [0112] (4)将上述烷基化产物进行第二蒸馏，得到馏程＞500℃重馏分为多烷基芳烃组分，主要物性参数列于表4。 [0113] 表2 [0114] [0115] 表3 [0116] 项目 实施例4 实施例5烯烃转化率/％ 100 99 馏程/(多烷基芳烃组分，℃) >450 >450 收率/％ 81 74 3 密度(20℃)/(kg/m) 891.6 875.2 2 运动黏度(100℃)/(mm/s) 18.96 16.23 芳碳率/(CA，％) 28.3 29.1 稠环芳烃(IP346)/％ 0.27 0.19 w(B(a)P)/(mg/kg) 0.01 0.02 w(PAHs)/(mg/kg) 0.29 0.31 [0117] 表4 [0118] [0119] [0120] 通过表2‑3数据可知，采用本发明提供的方法，以富芳烃油和长链烯烃为原料，在2 适宜条件下，可以得到运动黏度＞22mm/s和黏度指数＞95的光亮油产品，且可以得到芳碳率>28％，八种多环芳烃含量小于10mg/kg的高芳烃环保芳烃橡胶增塑剂产品。 [0121] 相比实施例2，对比例1仅在低温下烷基化反应，且烯烃连续全部加入烷基化反应器中。在相同蒸馏切割温度下，得到的多烷基芳烃组分收率偏低，且产品黏度和黏度指数均偏低。 [0122] 相比实施例2，对比例2仅在高温下烷基化反应，且烯烃连续全部加入烷基化反应器中。在相同蒸馏切割温度下，烯烃转化率可达100％，但生成的多烷基芳烃组分偏少，产品黏度较低。 [0123] 相比实施例1～7，对比例3采用甲磺酸为催化剂，由于酸性较弱，烯烃转化率偏低，仅有少量多烷基芳烃组分生成。 [0124] 因此，采用本方法，通过强酸性催化体系以及两段烷基化反应工艺，可实现长链多烷基芳烃组分的高选择性制备。该组分兼具较高的黏度和黏度指数，可作为优质光亮油产品，同时也具有较高芳碳率和低稠环芳烃，可作为环保芳烃橡胶增塑剂产品。 [0125] 在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。 |
||||||
QQ群二维码
意见反馈
意见反馈