Verfahren zur Herstellung von alkylaromatischen Verbindungen Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von alkylaromatischen Verbindungen durch Umsetzung von C3 30-Olefinen oder Alkoholen, aus denen bei den Umsetzungsbe- dingungen C3 30-Olefine gebildet werden, mit einem aromatischen Kohlenwasserstoff in Gegenwart eines Alkylierungskatalysators. Ferner betrifft die Erfindung ein Verfahren zur Herstellung von Alkylarylsulfonaten, bei dem die erhaltenen alkylaromatischen Verbin- dungen weiter umgesetzt werden.

Alkylbenzolsulfonate (ABS) werden seit langer Zeit als Tenside in Wasch-und Reini- gungsmitteln eingesetzt. Nachdem zunächst derartige Tenside auf Basis von Tetrapropylen eingesetzt wurden, die jedoch schlecht biologisch abbaubar waren, wurden in der Folgezeit möglichst lineare Alkylbenzolsulfonate (LAS) hergestellt und verwendet. Lineare Alkyl- benzolsulfonate weisen jedoch nicht in allen Anwendungsgebieten ausreichende Eigen- schaftsprofile auf.

Daher wurden teilweise verzweigte Alkylbenzolsulfonate entwickelt, die ein verbessertes Eigenschaftsprofil zeigen. Sie zeigen insbesondere gute Kaltwascheigenschaften und Ver- träglichkeit mit hartem Wasser. In der WO 02/14266 sind derartige Alkylarylsulfonate und Verfahren zu ihrer Herstellung beschrieben. Die Herstellung erfolgt durch Umsetzung ei- nes C4-Olefin-Gemisches an einem Metathesekatalysator, Dimerisierung der aus der Meta- these erhaltenen C5/6-Olefine, Alkylierung von aromatischen Kohlenwasserstoffen mit den so erhaltenen Clo-i2-Oleimen, Sulfonierung der alkylaromatischen Verbindungen und ge- gebenenfalls Neutralisierung. Das Verfahren erlaubt es, einen geeigneten Verzweigungs- grad in den Alkylresten einzustellen. Zu starke Verzweigungen benachteiligen die biologi- sche Abbaubarkeit der Produkte, während zu lineare Produkte die Viskosität und die Lös- lichkeit der Sulfonate negativ beeinflussen.

Auch die WO 02/44114 beschreibt Verfahren zur Herstellung von Alkylarylsulfonaten.

Die dazu erforderlichen teilweise verzweigten Alkylarylverbindungen werden durch Alky-

lierung von aromatischen Kohlenwasserstoffen mit speziellen Olefingemischen erhalten.

Die Alkylierung wird dabei in Gegenwart eines Zeoliths des Typs Faujasit als Alkylie- rungskatalysator durchgeführt.

In den Alkylierungsverfahren erfolgt die Umsetzung in der Regel in einem einzigen Reak- tor in kontinuierlicher oder diskontinuierlicher Fahrweise. Aromatischer Kohlenwasser- stoff und Olefin werden dabei an einer Stelle in den Reaktor eingespeist. Diese Vorge- hensweise führt nicht immer zu ausreichenden Standzeiten des Katalysators. Insbesondere die Aktivität des Katalysators kann über längere Zeiträume abnehmen.

Aufgabe der vorliegenden Erfindung ist die Bereitstellung eines Verfahrens zur Alkylie- rung von aromatischen Kohlenwasserstoffen, das die Nachteile der bestehenden Verfahren vermeidet und insbesondere die Katalysatorstandzeit erhöht.

Die Aufgabe wird erfindungsgemäß gelöst durch ein Verfahren zur Herstellung von alkyl- aromatischen Verbindungen durch Umsetzung von C3 30-Olefinen oder Alkoholen, aus denen bei den Umsetzungsbedingungen C3 30-Olefine gebildet werden, mit einem aromati- schen Kohlenwasserstoff in Gegenwart eines Alkylierungskatalysators, wobei die Umset- zung in einer Reaktorkaskade aus mindestens zwei Reaktoren durchgeführt wird, wobei jeder der Reaktoren den Alkylierungskatalysator enthält, mindestens 80 % des aromati- schen Kohlenwasserstoffs in den ersten Reaktor der Reaktorkaskade eingespeist werden und mindestens 40 % der Olefine nach dem ersten Reaktor zwischeneingespeist werden.

Es wurde erfindungsgemäß gefunden, dass bei einer Umsetzung in einer Reaktorkaskade mit Zwischeneinspeisung der Olefine die Katalysatorstandzeiten erheblich verbessert wer- den können. Bis zu einer Regenerierung des Katalysators kann dadurch mehr Produkt her- gestellt werden.

Erfindungsgemäß ist die Reaktorkaskade aus mindestens zwei hintereinander geschalteten Reaktoren aufgebaut. Vorzugsweise werden mindestens drei Reaktoren eingesetzt. Die Höchstzahl der Reaktoren ist dabei nur durch die praktischen Gegebenheiten begrenzt.

Vorzugsweise beträgt die Anzahl an Reaktoren 3 bis 20, besonders bevorzugt 3 bis 10.

Die Reaktoren sind dabei hintereinander geschaltet, so dass der Austrag aus dem ersten Reaktor in den zweiten Reaktor eingeführt wird. Entsprechendes gilt für die weiteren Re- aktoren.

Die Reaktoren weisen dabei vorzugsweise eine Rührkesselcharakteristik auf. Dies bedeu- tet, dass in den Reaktoren eine Umwälzung der eingetragenen Stoffe stattfindet, die vor- zugsweise mindestens das Zweifache, besonders bevorzugt mindestens das Dreifache, ins- besondere mindestens das Fünffache des Feedstroms beträgt. Es kann sich damit bei- spielsweise bei den einzelnen Reaktoren um Rührkessel, Schlaufenreaktoren, Reaktoren mit externem Umlauf, Strahlschlaufenreaktoren sowie Reaktoren mit Fliess-oder Wander- betten handeln.

Im erfindungsgemäßen Verfahren werden mindestens 80 % des aromatischen Kohlenwas- serstoffs in den ersten Reaktor der Reaktorkaskade eingespeist. Vorzugsweise werden mindestens 90 % des aromatischen Kohlenwasserstoffs in den ersten Reaktor eingespeist, besonders bevorzugt im wesentlichen die gesamten aromatischen Kohlenwasserstoffe bzw. die gesamten aromatischen Kohlenwasserstoffe.

Mindestens 40 % der Olefine werden nach dem ersten Reaktor zwischeneingespeist. Ent- sprechend werden maximal 60 % der Olefine in den ersten Reaktor der Reaktorkaskade eingespeist. Die Zwischeneinspeisung erfolgt abgesehen vom ersten Reaktor der Reaktor- kaskade in mindestens einem weiteren Reaktor der Reaktorkaskade. Besonders bevorzugt erfolgt eine Zwischeneinspeisung vor jedem der Reaktoren der Reaktorkaskade. Die Antei- le des Olefins, die vor jedem Reaktor bzw. in jedem Reaktor zwischeneingespeist werden, können frei gewählt werden. Vorzugsweise unterscheiden sich die Einspeisungsströme jeweils maximal um 50 %. Besonders bevorzugt werden in etwa gleiche Anteile des Ole- fins in jeden Reaktor (zwischen) eingespeist. Insbesondere werden jeweils gleiche Anteile des Olefins in jeden Reaktor (zwischen) eingespeist. Bevorzugt wird das Olefin bei der Einspeisung gut eingerührt oder eingemischt. Dies wird beispielsweise durch aktive oder passive Elemente bewerkstelligt, beispielsweise durch Pumpen, statische Mischer oder Inertbetten. Bevorzugt wird der Feed in oder vor die Umwälzpumpe (n) eindosiert.

Erfindungsgemäß enthält jeder der Reaktoren den Alkylierungskatalysator. Vorzugsweise unterscheiden sich die Katalysatormengen in den einzelnen Reaktoren um maximal 50%, besonders bevorzugt maximal 20%, insbesondere maximal 10%, bezogen auf den Reaktor mit der größten Menge an Katalysator. Dies bedeutet, dass jeweils die Differenz zwischen der Menge des Katalysators im Reaktor mit der größten Katalysatormenge und jeder der anderen Reaktoren, geteilt durch die Menge des Katalysators im Reaktor mit der größten Katalysatormenge, maximal 50%, besonders bevorzugt maximal 20%, insbesondere ma-

ximal 10% beträgt. Insbesondere bevorzugt enthalten alle Reaktoren die gleiche Menge an Katalysator.

Das erfindungsgemäße Verfahren führt dazu, dass man-gemittelt über die gesamte Kata- lysatormenge-verbesserte Katalysatorstandzeiten und damit mehr Produkt bis zu einer Regenerierung des Katalysators erhält.

Die Art der Zwischeneinspeisung ist dabei frei wählbar. Die Reaktoren sind typischerweise mit Verbindungsrohren miteinander verbunden. In diese Verbindungen können Pumpen und Abzweigungen integriert sein, um die Reihenfolge der Verschaltung der Reaktoren verändern zu können. Die Olefin-Zwischeneinspeisungen können nun unabhängig von der Verbindung der einzelnen Reaktoren untereinander in einem getrennten Zustrom jeweils in den Reaktor erfolgen, oder die Zwischeneinspeisungen können vor dem jeweiligen Reaktor erfolgen, so dass nur durch ein Rohr das umzusetzende Gemisch in den Reaktor eingetra- gen wird. Entsprechende Geometrien sind dem Fachmann bekannt.

Die apparative Steuerung der Olefineinspeisung erfolgt in an sich bekannter Weise durch einzelne Pumpen, Ventile, Düsen, Blenden, Spalten oder andere geeignete Vorrichtungen.

Gemäß der vorliegenden Erfindung ist es nicht unbedingt erforderlich, dass jeder Reaktor, in dem sich eine Zugabestelle für das Olefin befindet, als Einzelaggregat wie z. B. als Rührkessel ausgebildet ist. Es können auch konstruktive Ausgestaltungen eines Reaktors eingesetzt werden, die die Funktion einer Serienschaltung mehrerer Reaktorelemente erfül- len. Es kann daher auch ein Einzelreaktor, insbesondere ein Festbettreaktor, eingesetzt werden, der durch geeignete Einbauten wie Lochblenden oder Siebböden in mindestens zwei, vorzugsweise mindestens drei Segmente unterteilt ist. Weiterhin ist es möglich, Rührkolonnen mit mehr als einer Stufe und Strömungsrohre jeweils mit mehreren Zugabe- stellen einzusetzen.

Die Steuerung der Zugabe der Olefine kann an die praktischen Erfordernisse angepasst werden. Beispielsweise kann die Menge des zugebenen Olefins an die im jeweiligen Reak- tor vorliegende Menge des Katalysators und an den jeweiligen Katalysatorzustand (Deak- tivierung) angepasst werden. Die Zugabe wird bevorzugt so gesteuert, dass in jedem Reak- tor, bezogen auf die Katalysatormenge, die gleiche inkrementelle Produktivität geleistet wird. Die kontinuierlichen Steuerungen der Zugaben der Olefine können an den jeweiligen Umsatz im Reaktor angepasst werden. Demgemäss wird gemäß einer Ausführungsform

der Erfindung eine Zwischeneinspeisung des Olefins vor jedem der Reaktoren durchge- führt, und die jeweils zwischeneingespeiste Olefinmenge wird so gesteuert, dass in jedem Reaktor, bezogen auf die jeweilige Katalysatormenge, die gleiche inkrementelle Produkti- vität erreicht wird. Hierdurch wird sichergestellt, dass die jeweils zugegebene Olefinmenge an die in der jeweiligen Stufe bzw. im jeweiligen Reaktor vorliegende Katalysatormenge angepasst wird, sofern der Katalysator nicht auf alle Stufen bzw. Reaktoren gleich verteilt ist. Die zugegebene Olefinmenge wird vorzugsweise so eingestellt, dass in jedem Reaktor, bezogen auf die jeweilige Katalysatormenge, die gleiche Zunahme an Umsetzungsprodukt erreicht wird. Dies wird durch den Ausdruck"gleiche inkrementelle Produktivität"um- schrieben. Anders ausgedrückt wird, bezogen auf die jeweilige Katalysatormenge, in je- dem Reaktor die Produktausbeute gleichmäßig erhöht, so dass am jeweiligen Katalysator pro Zeiteinheit gleich viele Umsetzungen stattfinden.

Sofern die in den unterschiedlichen Reaktoren vorliegenden Katalysatoren einen unter- schiedlichen Deaktivierungsgrad aufweisen, kann dies durch Steuerung der Olefin- Einspeisungsmenge entsprechend kompensiert werden.

Wenn sich die Katalysatormengen in den Reaktoren um vorzugsweise maximal 50%, be- sonders bevorzugt maximal 20%, insbesondere maximal 10%, bezogen auf den Reaktor mit der größten Menge an Katalysator, unterscheiden, gilt dies entsprechend für die Olefi- neinspeisung, sofern die Katalysatoren in den Reaktoren den gleichen Deaktivierungsgrad aufweisen. Entsprechend beträgt die Abweichung der kleinsten Olefinbelastung in einem Reaktor von der größten Olefinbelastung in einem Reaktor maximal 50%, besonders be- vorzugt maximal 20%, insbesondere maximal 10% der größten Olefinbelastung. Die Zu- gabemengen der Olefin-Zwischeneinspeisung werden damit an die jeweils vorliegenden Katalysatormengen angepasst.

Besonders bevorzugt werden erfindungsgemäß Katalysator und Olefin gleichmäßig auf alle Reaktoren verteilt bzw. in alle Reaktoren (zwischen) eingespeist. Dennoch sind die vorstehend genannten Abweichungen möglich.

Im folgenden sind unterschiedliche unabhängige bevorzugte Ausführungsformen des er- findungsgemäßen Verfahrens beschrieben, wobei von einer Reaktorkaskade aus n Reakto- ren ausgegangen wird. Der erste Reaktor, in dem die Umsetzung beginnt, wird dabei als Reaktor 1 bezeichnet. Höhere Zahlen bezeichnen Reaktoren, die weiter stromabwärts in der Reaktorkaskade vorgesehen sind.

Um eine gleichmäßige Deaktivierung aller Reaktoren zu gewährleisten, kann nach einer Zeit, die idealerweise l/n der Standzeit beträgt, die Kaskade um einen Reaktor weiterge- schaltet werden, d. h. Reaktor 1 tritt an Stelle von Reaktor 2, Reaktor 2 an Stelle von Reak- tor 3,...., Reaktor n-1 an Stelle von Reaktor n und Reaktor n an Stelle von Reaktor 1.

Selbstverständlich sind andere Permutationen denkbar-z. B. bei 5 Reaktoren 1 = : > 3,2 => 4,3 => 5,4 => 1, 5 => 2-, die dazu führen, dass sich jedes Katalysatorbett etwa die gleiche Zeit an jeder Position in der Kaskade befunden hat.

Erfindungsgemäß kann damit die Reihenfolge der Reaktoren innerhalb der Kaskade in zeitlichen Abständen so geändert werden, dass jeder Reaktor jede der Positionen innerhalb der Kaskade für den gleichen Zeitraum einnimmt. Abweichungen von bis zu 25 %, vor- zugsweise bis zu 10 %, insbesondere bis 5 % von dieser Vorgabe sollen innerhalb des Ausdrucks"gleicher Zeitraum"liegen.

Auch sind nur unvollständige Permutationen möglich, z. B. indem 1 mit n, 2 mit n-1 u. s. w. tauscht. Ebenfalls kann der Tausch nicht nur nach einer festen Zeit, sondern auch mit zu- nehmender Deaktivierung des Katalysators rascher oder später erfolgen.

Da sich zeigte, dass bei kaskaden-oder serienförmiger Verschaltung der Katalysator in Reaktor 1 am wenigsten, der in Reaktor n am stärksten deaktiviert wurde, kann alternativ in Reaktor 1 weniger Katalysator als in Reaktor 2, in Reaktor 2 weniger Katalysator als in Reaktor 3 u. s. w. eingefüllt werden, um eine einigermaßen gleichförmige Deaktivierung aller Betten zu erzielen.

Es kann auf eine gleichförmige Deaktivierung auch verzichtet werden. Aus Gründen der Effizienz beim Katalysatorwechsel oder bei der Katalysatorregeneration einer Großanlage ist es oft vorteilhaft, wenn nicht die gesamte Katalysatormasse auf einmal ausgetauscht bzw. regeneriert werden muss. In diesem Fall könnte man z. B. die Umschaltung der Reak- toren unterlassen und den Katalysator in Reaktor n öfter, den Katalysator in Reaktor 1 sel- tener wechseln oder regenerieren. Hier kann man zweckmäßigerweise den Umsatz nach jedem Reaktor bestimmen. Weicht dieser zu stark nach unten ab, so muss der Katalysator in diesem Reaktor gewechselt werden. Die Grenze liegt typischerweise zwischen 95% und 98% Umsatz.

Ob und wie die Reaktoren im Betrieb neu verschaltet werden, in welchem Verhältnis die Katalysatormasse und Olefin-Zwischeneinspeisungen auf die einzelnen Reaktoren verteilt werden, richtet sich nach den praktischen Erfordernissen. Das hier günstigste Optimum kann mit einer geeigneten Versuchsplanung leicht für einen definierten Katalysator und ein definiertes Olefin ermittelt werden.

Geeignete Olefine sind lineare, cyclische und verzweigte Monoolefine mit 3 bis 30 C- Atomen, z. B. Propylen, 1-Buten, 2-Buten, Isobuten, 1-Penten, 2-Penten, 3-Penten, Cyclo- penten, die Methylbutene, die n-Hexene, die Methylpentene, Cyclohexen, Methylcyclohe- xen, Decene, Undecene, Dodecene, usw.. Bevorzugt sind lineare und verzweigte CIO-C, 4- Monoolefine, besonders bevorzugt Clo-Ci2-Monoolefine, die 0 bis 3 Methyl-und/oder E- thylverzweigungen in der Seitenkette aufweisen. Das Olefin stammt bevorzugt aus den in WO 02/14266 oder WO 02/44114 genannten Quellen.

Beispielsweise können Clo-lz-Olefine eingesetzt werden, die einen mittleren Verzwei- gungsgrad im Bereich von 1 bis 2,5, besonders bevorzugt 1 bis 2,0, insbesondere 1 bis 1,5 und speziell 1 bis 1,2 aufweisen. Als Verzweigungsgrad eines reinen Olefins ist dabei die Zahl der Kohlenstoffatome, die mit drei Kohlenstoffatomen verknüpft sind, plus zwei mal die Zahl der Kohlenstoffatome, die mit 4 Kohlenstoffatomen verknüpft sind, definiert. Der Verzweigungsgrad eines Rein-Olefins ist dabei leicht nach Totalhydrierung zum Alkan via 1H-NMR über die Integration der Signale der Methylgruppen relativ zu den Methylen-und Methinprotonen messbar.

Bei Mischungen von Olefinen werden die Verzweigungsgrade mit den Molprozenten ge- wichtet, und so wird ein mittlerer Verzweigungsgrad errechnet.

Die molaren Anteile bestimmt man dabei optimalerweise mittels Gaschromatographie.

Die Art der Verzweigungen im Olefin ist dabei bevorzugt so gestaltet, dass nach Hydrie- rung weniger als 10%, bevorzugt weniger als 5%, besonders bevorzugt weniger als 1% Alkane erhalten werden, die nicht zu den Methyl-, Dimethyl-, Ethylmethyl-und Diethylal- kanen zählen. Dies bedeutet, dass die Verzweigungen nur Methyl-und Ethyl- Verzweigungen sind.

Die Olefine können erhalten werden durch Umsetzung eines C4-Olefin-Gemisches an ei- nem Metathesekatalysator zur Herstellung eines 2-Penten und/oder 3-Hexen enthaltenden Olefingemisches und gegebenenfalls Abtrennung von 2-Penten und/oder 3-Hexen, gefolgt von einer Dimerisierung des so erhaltenen 2-Pentens und/oder 3-Hexens in Ge- genwart eines Dimerisierungskatalysators zu einem Clo-i2-Olefin enthaltenden Gemisch, Abtrennung der Clo-l2-Olefine und gegebenenfalls Abtrennung von 5 bis 30 Gew. -%, be- zogen auf die abgetrennten C1o-12-Olefine, an Leichtsiederbestandteilen der Clo-12-Olefine.

Zur Herstellung eines gewünschten Verzweigungsgrades ist es möglich, den Olefinen line- are Olefine beizumischen oder einen Teil der stark verzweigten Olefine abzutrennen. Bei einer Zumischung können beispielsweise 5 bis 60 Gew. -% an linearen Olefinen zugesetzt werden.

Der Metathesekatalysator in der Metathese ist vorzugsweise ausgewählt aus Verbindungen eines Metalls der Nebengruppen VIb, VIlb oder Vmb des Periodensystems der Elemente.

Als Dimerisierungskatalysator wird vorzugsweise ein Katalysator eingesetzt, der wenigs- tens ein Element der VIII. Nebengruppe des Periodensystems der Elemente enthält.

Das in der Metathese eingesetzte C4-Olefin-Gemisch kann aus Steamcracker-oder Raffine- rie-C4-Strömen stammen. Aus diesen Strömen wird dabei zunächst Butadien zusammen mit acetylenischen Verunreinigungen durch Extraktion und/oder Selektivhydrierung abge- trennt. Sodann kann eine Abtrennung von Isobuten durch Umsetzung mit einem Alkohol in Gegenwart eines sauren Katalysators zu einem Ether erfolgen. Der Ether und der Alkohol können sodann abgetrennt werden. Anschließend können Oxygenat-Verunreinigungen aus dem Austrag der vorstehenden Schritte an entsprechend ausgewählten Adsorbermaterialien abgetrennt werden. Es schließt sich daraufhin die Metathesereaktion, wie sie beschrieben ist, an.

Für weitere Einzelheiten der jeweiligen Schritte kann auf die WO 02/14266 sowie WO 00/39058 verwiesen werden.

Die erhaltenen Clo-l2-Olefin-Gemische weisen eine optimale Struktur/Linearität auf. Dies bedeutet, dass der Verzweigungsgrad und die Art der Verzweigung optimal gewählt sind, um bei der Alkylierung vorteilhafte alkylaromatische Verbindungen zu erhalten. Die Ein-

stellung der optimal einzusetzenden Cl0 l2-Olefin-Gemische kann beispielsweise durch Zumischen linearer Olefine erfolgen. Besonders bevorzugt wird bei der Dimerisierung ein geeigneter Katalysator mit einer geeigneten Verfahrensweise kombiniert, um zum optima- len Clo-12-Olefin-Gemisch zu gelangen. Bei dieser Verfahrensweise werden bei der Alky- lierung direkt die gewünschten Strukturen erhalten. Man kann in diesem Fall auf das Zu- mischen linearer Olefine und das Abtrennung höher verzweigter Olefine verzichten. Es sind auch Kombinationen der beschriebenen Verfahrensweisen möglich.

Alternativ können die zur Alkylierung eingesetzten Olefine oder Alkohole wie folgt erhal- ten werden : Ein Kohlenwasserstoffgemisch wird bereitgestellt, das im Wesentlichen Monoolefine mit 4-6 Kohlenstoffatomen enthält. Sodann wird das Monoolefingemisch durch Umsetzung mit Kohlenmonoxid und Wasserstoff in Gegenwart eines Hydroformylierungskatalysators unter Erhalt eines Aldehydgemisches hydroformyliert. Das Aldehydgemisch wird dann einer Aldolkondensation unter Erhalt eines Gemisches kondensierter a, ß-ungesättiger Al- dehyde unterzogen. Das so erhaltene Gemisch wird dann mit Wasserstoff in Gegenwart eines Hydrierkatalysators unter Erhalt eines Gemisches gesättigter Alkohole mit 10 bis 14 Kohlenstoffatomen hydriert. Dieses Alkoholgemisch kann direkt zur Umsetzung mit dem aromatischen Kohlenwasserstoff in Gegenwart eines Alkylierungskatalysators eingesetzt werden. Alternativ kann das erhaltene Alkoholgemisch zu einem Olefingemisch dehydrati- siert werden, das im Wesentlichen Olefine mit 10 bis 14 Kohlenstoffatomen enthält.

Das ursprünglich eingesetzte olefinhaltige Kohlenwasserstoffgemisch kann aus einer Meta- these von l-Buten und 2-Buten abgeleitet sein.

Die zur Alkylierung eingesetzten Olefine können auch durch Extraktion vorwiegend ein- fach verzweigter Paraffine aus Kerosinschnitten und nachfolgende Dehydrierung, durch Fischer-Tropsch-Synthese von Olefinen oder Paraffinen, wobei die Paraffine dehydriert werden, durch Dimerisierung kürzerkettiger interner Olefine oder durch Isomerisierung von linearen Olefinen oder Paraffinen erhalten werden, wobei die isomerisierten Paraffine dehydriert werden. Entsprechende Verfahrensweisen sind in der WO 02/44114 beschrie- ben.

Für die Sequenz aus Metathese und Dimerisierung kann auch auf die DE-A-199 32 060 verwiesen werden.

Alternativ zu Olefinen können auch Alkohole in die Reaktion eingeschleust werden, da diese unter Bedingungen der Aromatenalkylierung rasch H20 abspalten und Olefine bil- den. Alkohole sind demnach mit den aus ihnen durch Dehydratisierung gebildeten Olefi- nen gleichzusetzen.

Geeignete Aromaten sind beispielsweise Benzol, Toluol, Ethylbenzol und die Xylole, be- vorzugt sind Benzol, Toluol und Ethylbenzol, besonders bevorzugt ist Benzol.

Geeignete Katalysatoren sind heterogene Säuren, wie z. B. Tone, insbesondere Montmoril- lonit oder montmorrillonithaltige Materialien wie z. B. K10 und K20 von Südchemie, stark saure Ionentauscher wie z. B. Amberlyst36 oder Amberlyst@15 von Rohm und Haas oder Nations bzw. Nafion°/Silica von DuPont, saure Metalloxide wie z. B. M (I) 03-M (II) 02- M (I) =W, Mo und M (IT) = Zr, Ti, Mn und/oder Sn, Al203-SiO2, Ti02-Zr02, TiO2, Nb205, Ta205, sulfatisierte Metalloxide wie z. B. ZrO2-SO3, TiO2-SO3, AlzOs-SOs, WO3-SO3, Nb20s-SO3, geträgerte Heteropolysäuren wie z. B. PW12-HPA/SiO2, PMol2-HPA/Kohle, P2Wis-HPA/Ti02 und Zeolithe.

Bevorzugt sind Zeolithe der Strukturtypen BIK ; BRE, ERI, CHA, DAC, EAB, EDI, EPI, FER, Pentasile mit MFI-oder MEL-Struktur, Faujasite wie z. B. Y, LTL, MOR, BEA, GME, HEU, KFI, MAZ, OFF, PAU, RHO, STI. Besonders bevorzugt sind L, Y inklusive den USY-Typen, BEA und MOR.

Diese Zeolithe werden bevorzugt in der H-und/oder La-Form eingesetzt, jedoch können je nach Herstellung Spuren an Na, K, Mg oder Ca anwesend sein. Ein teilweiser oder voll- ständiger Austausch des Gitter-Aluminium durch B, Ga oder Fe ist möglich.

Der Katalysator kann z. B. als feines Pulver in Suspension direkt verwendet werden, bei Zeolithen sind dies z. B. Teilchengrößen zwischen 100 nm und einigen jim. Meist werden diese Katalysatoren jedoch zusammen mit Bindermaterialien zu Formkörpern von 0,1- 5 mm Durchmesser verformt. Zum Einsatz in Festbetten sind 1-3 mm bevorzugt, in Sus- pension 0,001-1 mm, in Fließbetten 0,1-3 mm. Als Binder eignen sich besonders Tone, Aluminiumoxide wie z. B. Purale, Sirale und Versale und Kieselgele. Weiter können inerte Füllstoffe wie Si02 (z. B. Aerosil von Degussa) zugesetzt werden.

Als Formkörper eignen sich z. B. Tabletten, Stränglinge, Ringe, Rippstränge, Stern-oder Wagenradextrudate.

Die Katalysatoren besitzen vorzugsweise spezifische Oberflächen von 30 bis 2000 m2/g, bevorzugt 100 bis 700 m2/g. Das Volumen der Poren mit Durchmesser 2-20 nm beträgt typischerweise 0,05-0, 5 ml/g, bevorzugt 0,1-0, 3 mUg, das der Poren von 20-200 nm typi- scherweise 0,005 bis 0,2 ml/g, bevorzugt 0,01 bis 0,1 ml/g, das der Poren von 200- 2000 nm typischerweise 0,05-0, 5 ml/g, bevorzugt 0,05 bis 0,3 ml/g.

Deaktivierte Katalysatoren können in den meisten Fällen durch Abbrennen in Luft oder Magerluft bei 250-550 °C regeneriert werden. Alternativ ist eine Behandlung mit bei tiefe- rer Temperatur-optional auch in der Flüssigphase-oxidierend wirkenden Verbindungen möglich, hier sind insbesondere NOX, H202 und die Halogene zu nennen. Die Regenerie- rung kann direkt im Alkylierungsreaktor oder extern erfolgen.

Die Alkylierung findet bevorzugt in der Flüssigphase, d. h. ohne Gasphase statt, was durch einen entsprechenden Systemdruck erreicht werden kann. In der Regel arbeitet man bei Eigendruck (dem Dampfdruck des Systems) oder darüber. Alkylierungstemperaturen sind bevorzugt 100 bis 250 °C, besonders bevorzugt 120 bis 220 °C, ganz besonders bevorzugt 130 bis 200 °C. Geeignete Drücke liegen beispielsweise im Bereich von 1 bis 35 bar.

Bei der Auswahl des Katalysators sollte darauf geachtet werden, dass die Bildung von Verbindungen minimiert wird, die im Alkylrest Kohlenstoffatome mit einem H/C-Index von 0 beinhalten. Der H/C-Index definiert dabei die Anzahl an Wasserstoffatomen pro Kohlenstoffatom im Alkylrest. Die erfindungsgemäß erhaltenen alkylaromatischen Ver- bindungen weisen einen charakteristischen Anteil von primären, sekundären, tertiären und quartären Kohlenstoffatomen im Alkylrest (Seitenkette) auf. Es sollen insbesondere Ver- bindungen gebildet werden, die im Mittel im Alkylrest ein bis drei Kohlenstoffatome mit einem H/C-Index von eins aufweisen. Dies kann insbesondere durch die Auswahl geeigne- ter Katalysatoren erreicht werden, die einerseits durch ihre Geometrie die Bildung der un- erwünschten Produkte unterdrücken und andererseits aber eine ausreichende Reaktionsge- schwindigkeit zulassen.

Vorzugsweise weisen die erfindungsgemäßen Gemische alkylaromatischer Verbindungen nur eine geringen Anteil an C-Atomen im Alkylrest mit einem H/C-Index von Null auf.

Vorzugsweise ist der Anteil an Kohlenstoffatomen im Alkylrest mit einem H/C-Index von

Null im Mittel aller Verbindungen <15 %, besonders bevorzugt <10%. Der Anteil an Koh- lenstoffatomen, im Alkylrest mit einem H/C-Index von Null, die gleichzeitig an den Aro- maten gebunden sind, beträgt vorzugsweise mindestens 80%, besonders bevorzugt mindes- tens 90%, insbesondere mindestens 95% aller Kohlenstoffatome im Alkylrest mit einem H/C-Index von Null.

Vorzugsweise weisen die erfindungsgemäß erhaltenen Gemische alkylaromatische Ver- bindungen im Mittel 1 bis 3, bevorzugt 1 bis 2,5, besonders bevorzugt 1 bis 2 Kohlenstoff- atome in der Seitenkette (d. h. ohne die aromatischen Kohlenstoffatome zu zählen) mit ei- nem H/C-Index von 1 auf. Der Anteil an Verbindungen mit drei Kohlenstoffatomen dieses Typs liegt bevorzugt bei weniger als 30%, besonders bevorzugt bei weniger als 20%, ins- besondere bei weniger als 10%.

Eine Steuerung des Anteils der Kohlenstoffatome, die einen bestimmten H/C-Index auf- weisen, kann durch geeignete Wahl des eingesetzten Katalysators erfolgen. Bevorzugt ein- gesetzte Katalysatoren, mit denen vorteilhafte H/C-Verteilungen erzielt werden, sind Mor- denit, Beta-Zeolith, L-Zeolith und Faujasite. Insbesondere bevorzugt sind Mordenit und Faujasite.

Bei der Umsetzung beträgt das globale-d. h. über alle Reaktoren gerechnete-Verhältnis von Aromat : Olefin üblicherweise zwischen 1 : 1 und 100 : 1 bevorzugt 2 : 1 bis 20 : 1 (Mol- verhältnis). Das globale Verhältnis bezeichnet dabei das Verhältnis der Summe aller Aro- matströme in die Kaskade zur Summe aller Olefinströme in die Kaskade.

Die erhaltenen alkylaromatischen Verbindungen können sodann sulfoniert und zu Alkyla- rylsulfonaten neutralisiert werden. Die Erfindung betrifft daher auch ein Verfahren zur Herstellung von alkylaromatischen Verbindungen durch Umsetzung von C330-Olefinen oder Alkoholen, aus denen bei den Umsetzungsbedingungen C3 30-Olefine gebildet wer- den, mit einem aromatischen Kohlenwasserstoff in Gegenwart eines Alkylierungskatalysa- tors, wobei die Umsetzung in einer Reaktorkaskade aus mindestens zwei Reaktoren durch- geführt wird, wobei jeder der Reaktoren den Alkylierungskatalysator enthält, mindestens 80 % des aromatischen Kohlenwasserstoffs in den ersten Reaktor der Reaktorkaskade ein- gespeist werden und mindestens 40 % der Olefine nach dem ersten Reaktor zwischenein- gespeist werden.

Die Alkylaryle werden beispielsweise durch Sulfonierung (z. B. mit S03, Oleum, Chlor- sulfonsäure, bevorzugt mit S03) und Neutralisation (z. B. mit Na-, K, NH4-, Mg- Verbindungen, bevorzugt mit Na-Verbindungen) zu Alkylarylsulfonaten umgesetzt. Sulfo- nierung und Neutralisation sind in der Literatur hinreichend beschrieben und werden nach- dem Stand der Technik ausgeführt. Die Sulfonierung wird bevorzugt in einem Fallfilmre- aktor ausgeführt, kann aber auch in einem Rührkessel erfolgen. Die Sulfonierung mit S03 ist der Sulfonierung mit Oleum vorzuziehen.

Die nachdem beschriebenen Verfahren hergestellten Verbindungen können zur Herstellung von Wasch-und Reinigungsmitteln eingesetzt werden, wie es in der WO 02/14266 be- schrieben ist. In dieser Literaturstelle sind auch weitere Inhaltsstoffe für Wasch-und Rei- nigungsmittel genannt.

Die Erfindung wird durch die nachstehenden Beispiele erläutert : Beispiele Herstellung des Katalysators : 4000 g Mordenit FM-8 (von Uetikon, Si : Al =12,2 mol/mol) wurden mit 2670 g Pural@ SB (von Sasol), 133g HCOOH und 3500 g dest H2O in einem Laborkneter 45 Minuten verdichtet und zur Stränglingen von 1,5 mm Durchmesser extrudiert. Diese wurden 16h bei 500°C unter Luft kalziniert und auf eine Siebfraktion von 0,3-0, 5 mm gesplittet.

Der Katalysator besaß eine spezifische Oberfläche nach Langumir von 519 +-5m2/g-er- rechnet aus der 5-Punkt N2-Isotherme gemäß DIN 66131.

Aufbau der Reaktoren : Jeder Reaktor bestand aus einem gewendelten V2A-Strahlrohr mit 200 ml Innenvolumen, einer Siebplatte und einem 5m-Filter am Ausgang. Der Flüssigumlauf wurde durch eine HPLC-Pumpe (von Kontron) bewerkstelligt. Das Verhältnis Umlauf : Zulauf betrug stets ca. 10 : 1. Die Reaktoren wurden durch einen Umluftofen beheizt. Die Katalysatorschüt- tung von 70g befand sich zwischen zwei Inertschüttungen aus Quarzglaskugeln von je ca.

20 g. Jeder Reaktor arbeitete bei einem Systemdruck von 30 bar, welcher von den Feed-

pumpen (HPLC-Pumpen von Kontron) aufgebracht und von einem Überströmer gehalten wurde.

Versuchsdurchführung : Vor Versuchsbeginn wird der in den Reaktoren eingebaute Katalysatorsplitt 5 h bei 500°C mit synthetischer Luft frisch aktiviert, dann wird abgekühlt und jeder Reaktor mit reinem Benzol gefüllt. Anschließend wird auf 160°C aufgeheizt, und Umläufe und Feed werden gestartet. Die Feedströme werden durch ein bei Raumtemperatur gehaltenes Bett an Kata- lysator und 3A-Molsieb gereinigt.

Das verwendete Dodecen entstammt der nickelkatalysierten Dimersierung von 3-Hexen nach den nachstehenden Varianten a) oder b) : Variante a) Eine butadienfreie C4-Fraktion mit einem Gesamtbutengehalt von 84,2 Gew. -% sowie ei- nem Molverhältnis 1-Buten zu 2-Butene von 1 zu 1,06 wird bei 40°C und 10 bar kontinu- ierlich über einen mit Re207/A1203-Heterogenkontakt bestückten Rohrreaktor geleitet. Die Katalysator-Belastung beträgt im Beispiel 4500 kg/m2h. Der Reaktionsaustrag wird destil- lativ getrennt und enthält folgende Komponenten (Angaben in Massenprozent) : Ethen 1,15 % ; Propen 18, 9 %, Butane 15,8 %, 2-Butene 19,7 %, 1-Buten 13,3 %, i-Buten 1,0 %, 2-Penten 19,4 %, Methylbutene 0,45 %, 3-Hexen 10,3 %.

2-Penten und 3-Hexen werden aus dem Produkt destillativ in Reinheiten > 99 Gew. -% ge- wonnen.

Variante b) Kontinuierliche Dimerisierung von 3-Hexen im Festbettverfahren Katalysator : 50 % NiO, 34 % SiO2, 13 % TiO2, 3 % A1203 (gemäß DE 43 39 713) eingesetzt als 1-1,5 mm Splitt (100 ml), 24 h bei 160°C in N2 konditioniert

Reaktor : isotherm, 16 mm--Reaktor WHSV : 0,25 kg/l. h Druck : 20 bis 25 bar Temperatur : 100 bis 160°C Temperatur 100 120 140 160 160 (°C) Druck Feed-20 20 20 25 25 Sammel Cl2- (bar) stock - Destillat Betriebsstunden 12 19 36 60 107 Produkt Flüssiganfall 24 27 27 28 27 (g/h) Zusammensetzung (Gew. -%) C6 99, 9 68,5 52,7 43,6 57,0 73,2 n. e. 0,1 C7-C11 0,1 0, 2 0,2 0,3 0,2 0, 2- C12 25, 9 38,6 44,0 35,6 23,6 99,9 C13+ 5, 4 8,5 12,1 7,2 3, 0- Umsatz 31,4 47,2 56,4 42,9 26,7 C12-Selektivität 82,5 81,8 78,2 83,0 88,4 (Gew.-%) S-Gehalt im <1 n. e. n. e. n. e. n. e. n. e. n. e. n. e. Flüssiganfall (ppm)

Das Sammel-Produkt wurde bis zu einer Cl2-Reinheit von 99,9 Gew. -% aufdestilliert.

Analytik : Zu den Proben wird n-Oktan und n-Hexadecan zugewogen, die Bestimmung der Ausbeute erfolgt via GC-FID (Säule 50m DB-5,0, 1 llm-Film) nach der Methode des internen Stan- dards (Benzol bezogen auf Oktan, MLAB auf Hexadecan). Die Bestimmung des unumge-

setzten Olefins erfolgt via GC-MS relativ zu n-Oktan als internem Standard. Der absolute Fehler liegt bei ca. 3% absolut.

Vergleichsbeispiel 1-ein Reaktor : Verwendet wurde ein Reaktor mit 70g Katalysator. Das Benzol : Dodecen-Verhältnis betrug 5 mol : 1 mol, die Feedbelastung 0,42 g Feed/g Katalysator/h, d. h. 29,4g/h. Es wurden folgende Umsätze und Ausbeuten gemessen : Laufzeit [h] Olefin Benzol Ausbeute [mol-%] Umsatz [mol-%] Ausbeute [mol-%] Umsatz [mol-%] 19 80% 100% 16% 24% 26 83% 100% 17% 25% 42,5 84% 100% 17% 25% 50 84% 100% 17% 24% 67 83% 100% 17% 24% 73,5 85% 100% 17% 25% 95,5 88% 100% 18% 25% 120 87% 100% 17% 24% 139 89% 100% 18% 23% 146 88% 100% 17% 23% 163 83% 100% 17% 22% 170 76% 98% 15% 21% 187 42% 50% 8% 13% 194 39% 42% 8% 18% Ergebnis : Nach ca. 160 Stunden war der Katalysator so weit deaktiviert, daß kein Vollumsatz mehr erreicht werden konnte.

Beispiel 2-Kaskade aus 3 Reaktoren : Verwendet wurden drei Reaktoren mit je 70g Katalysator. Der erste Reaktor wurde mit einem Gemisch im Verhältnis Benzol : Dodecen = 15 mol : 1 mol und einer Belastung von 0,336 g/g/h belastet. Der zweite Reaktor erhält den Produktsrom des ersten Reaktors plus 0,042 g/g/h Dodecen. Der dritte Reaktor erhält den Produktstrom des zweiten Reak- tors plus 0,042 g/g/h Dodecen. Dies entspricht einer Gesamtbelastung von 0,42 g/g/h bei einem globalen Feedverhältnis von 5 mol : 1 mol. Nach 65 h Laufzweit wurde über Ventile der Hauptfeedstrom von der Reihenfolge 1-2-3 auf die Reihenfolge 2-3-1, nach 130 h von 2-3-1-auf 3-1-2 und nach 195 h von 3-1-2-auf 1-2-3 geschaltete. Es wurden folgende Umsätze und Ausbeuten über die gesamte Kaskade gemessen : Laufzeit [h] Olefin Benzol Ausbeute [mol-%] Umsatz [mol-%] Ausbeute [mol-%] Umsatz [mol-%] 20 81% 100% 16% 24% 28 85% 100% 17% 25% 50 86% 100% 17% 24% 65,5 85% 100% 17% 24% 72,5 86% 100% 17% 25% 94,5 90% 100% 18% 25% 117 89% 100% 18% 24% 141 91% 100% 18% 23% 147 89% 100% 17% 23% 161 90% 100% 17% 24% 168 89% 100% 19% 25% 186 91% 100% 18% 22% 192 90% 100% 18% 23% 199 85% 98% 17% 22% 214 54% 60% 10% 14% 230,5 20% 22% 5% 7%

Ergebnis : Neben einer Erhöhung der Selektivität bezüglich Dodecen um ca. 2 Prozentpunkte war eine um 22% erhöhte Katalysatorstandzeit (199 statt 163 h) relativ zu einem Reaktor zu verzeichnen.