專利名稱：制備烷基芳香烴的方法
技術領域：
本發明涉及從烯烴和芳香烴制備烷基芳香烴的烷基化過程，尤其是涉及通過乙烯和苯在沸石催化劑存在的條件下制備乙基苯。
背景技術：
通過苯與烯烴的烷基化作用制備烷基苯的多種方法是本領域已知的。最普通使用的烯烴是乙烯和丙烯。苯與乙烯的烷基化作用產生乙基苯。苯與丙烯的烷基化作用產生異丙基苯。
烷基苯，諸如乙基苯和異丙基苯(枯烯)是重要的化工原料。尤其是，乙基苯普通用于制備苯乙烯，其可以聚合產生聚苯乙烯，并且異丙基苯可用作高辛烷值燃料的添加劑。或用于制備苯酚以及丙酮。
多種制備烷基苯，包括乙基苯的方法是眾所周知的，可通過如下所述的苯與乙烯的烷基化作用制備
連續烷基化通常被用于制備二乙苯及其它更高程度乙基化的苯。下列反應是典型的
其它的偶聯反應較低程度地發生，產生諸如丁基苯，二苯基乙烷的物質以及高沸點化合物。可以蒸餾混合物回收乙基苯，苯以及更高程度乙基化的苯，并且更高程度乙基化的苯可以用苯進行烷基轉移形成其它的乙基苯。涉及烷基化反應的方法公開在Sardina等人的美國專利5,003,119中，其在此處引入作為參考。
例如，烷基化反應可以發生在單個固定床反應器中，并且可以絕熱發生，即在足以維持反應器內容物在液相的工作壓力下于沸石催化劑上，沒有供應外部加熱或冷卻。在液相中進行反應比在氣相中更有效并且需要較少的催化劑。反應可以用串聯多成分催化劑床進行，例如，苯可以進料給第一催化劑床并且乙烯可以分別進料給每一催化劑床。可以使用這種多階段注入乙烯，因為其在催化劑床中提供高局部苯和乙烯的比率用于改進產物選擇性，純度以及延伸催化劑的作用時間。可以調節反應器的設計參數確保每一催化劑床的最適溫度分布，引起催化劑工作時間延長并且使副產品最少化。
雖然高純度乙烯是制備烷基芳香烴理想的，但是其比用稀釋的乙烯進行制備更昂貴。稀釋來源的乙烯較容易獲得，并且烷化器可以多種方式成形從而優化通過進料不同濃度乙烯制備烷基芳香烴。然而，以低于約70mol％的乙烯濃度進料乙烯不適合于制備烷基芳香烴因為在進料中的非-乙烯組分在適當的壓力，通常小于1500psig下不溶于烷化器。這導致烷化器在氣相操作，效率較低并且消耗比液相烷基化反應更多的催化劑。甚至包括高于70mol％乙烯濃度的乙烯進料如果也包括大量的惰性低分子量雜質(其不與催化劑反應但是具有相對低的沸點)不適于制備烷基芳香烴，所述低分子量雜質為例如，氫氣，甲烷，乙烷，氮氣，二氧化碳，一氧化碳以及較不普遍的丁烷以及戊烷。約5mol％或更高量的氫氣，甲烷，氮氣，二氧化碳和/或一氧化碳尤其有問題，因為這些低沸點的低分子量雜質使它們尤其難以溶于烷化器。
因此，需要有效烷基化芳香烴，諸如苯形成烷基芳香烴諸如乙基苯的方法。此外需要利用稀釋來源的烯烴，諸如乙烯使烯烴浪費最小化并且在烷基化反應期間降低催化劑消耗量的方法。
發明概述本發明提供了制備烷基芳香烴化合物的方法。該方法包括(a)在吸收帶中將稀釋的烯烴進料與含有芳族化合物和烷基芳香烴化合物的貧油流接觸提供含有芳族化合物，烷基芳香烴化合物以及烯烴的烷基化反應流；(b)在烷基化反應條件下在烷基化反應帶中反應步驟(a)的烷基化反應流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烴化合物的流出物；(c)將步驟(b)的流出物分離成再循環到步驟(a)的吸收帶的貧油流以及產物部分；以及(d)從步驟(c)的產物部分回收烷基芳香烴產物。
本發明通過從相對稀釋來源的烯烴與芳香烴反應高效制備烷基芳香烴改進了已知的方法。
圖1是制備烷基芳香烴優選流程的圖解流程圖。
優選實施方案的詳細描述本發明適合于極端寬域乙烯進料濃度，從約95mol％或更高的乙烯濃度到低到約3mol％的乙烯濃度的進料濃度的應用。本發明也適用于利用包括大量低分子量雜質的乙烯進料的應用。因此，本發明尤其適用于含有約70mol％或更少的乙烯，或約5mol％或更高濃度的低分子量雜質，或二者的乙烯進料，即進料通常不適合于已知的烷基化過程的情況。
在本發明優選的方法中，烷基芳香烴，諸如乙基苯可以通過如下過程制備將來諸如來自蒸汽裂化器，催化裂化器，FCC(流化催化裂化)設備，精煉廠，焦化裝置或其它來源的乙烯蒸汽進料(例如，3-95mol％)進料給吸收器并且與吸收大部分乙烯的化學流接觸，分離氫氣及其它惰性的低分子量雜質，諸如，例如甲烷，乙烷，氮氣，二氧化碳以及一氧化碳，以及較不普遍的丁烷以及戊烷用于轉移至通氣洗滌器，然后將吸收的乙烯運輸到在其中與苯反應的烷化器。
參考圖1，乙烯原料通過管線102進料至通風吸收器104。在吸收器104中，大部分乙烯被吸收到含有苯以及乙基苯的“貧”油流(即，基本上不含乙烯的流)中。
吸收器可以是塔盤或填充式吸收器或填充塔塔盤的組合吸收器，并且可以在約6℃至約100℃的優選溫度下，更優選在約10℃-20℃之間；以及約0-50bar的優選壓力，更優選約10-30bar之間的壓力下進行操作。吸收器以蒸汽連續式(即氣相)操作，并且可以具有從5到150個蒸餾塔盤。選用的塔盤數目通常為40。蒸餾塔盤可以是閥門，篩子，多降流管或其它的類型。在吸收器具有和本發明實施例類似的高積液情況下多降流管塔盤是優選的。吸收器的積液通常為從每平方英尺10到60加侖，優選地約45加侖每平方英尺。吸收器還可以設計有隨機的或者規整的填料。由填料提供的蒸餾級可以為從4至75，優選地15。吸收器104具有包括優選在1.1和1.75之間的射流溢出安全系數，更優選的約1.35的射流溢出安全系數的工作參數。吸收器104對于這種系統具有約0.5至約1.0之間的系統系數，優選地約0.85。吸收器利用標準的炭素鋼制成。不需要使用合金諸如不銹鋼。吸收器塔盤是還可以由碳或者不銹鋼制成。如果使用填料，可以是碳或者不銹鋼。
可以包括一或多種惰性低分子量雜質和/或其他雜質，例如氫氣，氮氣，甲烷，乙烷，丙烷，二氧化碳，一氧化碳，丁烷，戊烷，己烷，水，非-芳香烴，苯，甲苯，乙基苯和一或多種聚乙基苯(PEBs)，諸如二乙基苯，三乙基苯等的蒸汽通過管線106輸送至通氣洗滌器108，其中主要為苯和PEB的芳香烴在與PEB流接觸期間回收并且通過管線110輸送至烷基轉移器112。
通氣洗滌器可以是塔盤或填料通氣洗滌器，并且可以在約6℃至約125℃，更優選約10℃-40℃之間的優選溫度；以及約0-50bar，更優選地約10-30bar之間的壓力下進行操作。通氣洗滌器以蒸汽連續式操作。通氣洗滌器可以具有5到100個蒸餾塔盤。選用的塔盤數目通常為20。蒸餾塔盤的類型可以是閥門，篩子，多降流管或其它的類型。優選的塔盤類型是閥門。通氣洗滌器的積液通常為從每平方英尺約0.1到約5加侖。優選的積液為每平方英尺約0.5加侖。通氣洗滌器還可以設計有隨機填料，例如，諸如鮑爾環填料或IMTP填料(Koch Engineering Co.Inc.，Wichita，KS)的亂堆填料或者規整填料。由填料提供的蒸餾級的數目可以為4至75。優選的級數通常為10。優選的工作參數包括約1.1以及約1.75之間，更優選地約1.25的射流溢出安全系數。該系統的系統系數可以從約0.5至約1.0，并且優選地為約1.0。通氣洗滌器利用標準的炭素鋼制成。不需要使用合金諸如不銹鋼。通氣洗滌器塔盤可以由碳或者不銹鋼構建。當使用填料時，可以是碳或者不銹鋼。
通常，氫氣，甲烷，乙烷，水以及少量的C6非-芳香烴以及苯由通氣洗滌器108通過線路130流出。沒有吸收到吸收器104中貧油流中的乙烯，優選小于被輸送入吸收器乙烯的0.1mol％，也通過塔頂蒸汽中的管線106流出吸收器并且非常少量的可以回收在通氣洗滌器108中。
來自吸收器104的流出物，含相對高水平乙烯的“富”油通常含有約60wt％至約90wt％，優選地約80wt％的苯；約5wt％到約40wt％，優選地約15wt％的乙基苯；以及約0.1wt％至約5wt％，優選地至少約1wt％的乙烯，在某種程度上取決于乙烯來源的純度；并且通常為少許二乙基苯，乙烷，甲烷以及氫氣。富油通過管線116流出吸收器，在管線116中靠著烷化器進料/流出物交換器118中管線124中的貧油流然后在進入烷化器反應器122之前通過烷化器加熱器120進行加熱。富油流在交換器118中通過冷卻從約200℃-250℃到約20℃-100℃的貧油流，從約10℃-100℃的入口溫度加熱至約100℃-250℃的出口溫度。這些溫度可以改變以本領域公知的方式優化能量平衡。例如，大交換器可被用于在流之間傳遞大量的熱從而節省能源成本，或者可以完全地除去交換器從而在能量相對便宜的情況下節省設備投資。烷化器加熱器120在約175℃至約250℃的溫度下操作。
烷化器122優選地是含有至少一種疏松的催化劑諸如沸石，例如，沸石BEA(β)沸石MWW，沸石Y，發光沸石催化劑，MFI催化劑，八面沸石催化劑；或者任一其它適于液相烷基化的分子篩催化劑或者上述催化劑的任意組合的床的固定床反應器。優選沸石BEA。反應器以絕熱，充液，單相的方式操作。烷化器可以是上-流或者下-流反應器。下流是優選的構造。烷化器122優選在約150-300℃，更優選地從約180-250℃的溫度下；約150-2,000psig，更優選地約300-1000psig的壓力下操作；具有約2-1,000，更優選地約4-100的典型液時空速(LHSV)。芳香烴與烯烴比率通常為從約1.0至約10，優選地約1.5到約3.5。烷化器122可在液相中操作，因為富油含有極少的氫氣或者其他的惰性低分子量雜質，例如，甲烷，乙烷，二氧化碳，一氧化碳，氮氣等等，因為它們如上所述在吸收器104中分離并且通過管線106中的塔頂蒸汽輸送至通氣洗滌器108。移去吸收器104的這些氣體是很重要的，因為它降低了烷化器122中所需的壓力，從而使反應在液相中進行，并且通常更希望液相烷基化因為它更有效并且比氣相反應需要相對少的催化劑。優選地，烷化器122中苯基(即，苯)與乙基比率在約1.5至1之間，以及約10至1之間，更優選地約2.75至1，其將產生優良的催化劑選擇性，即高產率以及穩定性。可以向烷基化操作中添加水改進產率。水濃度維持在0ppm至約1500ppm之間，約500ppm是優選的。該反應中乙烯的轉化基本上是完全的。
如上所述，烷化器122可以下流或者上流方式操作，盡管在這里論述的實例是以下流方式操作反應器。通過烷化器有約1psi以及約15psi，優選地約5psi的壓降。優選地來自烷化器的約5wt％至約99wt％，更優選地約75wt％至約95wt％的貧油通過烷化器進料/流出物交換器118后經管線124導入吸收器104的頂部，在這里靠著吸收器底部(富油)冷卻并且通過吸收器冷卻器126，靠著冷凍劑冷卻。貧油冷卻至約6至約100℃之間，優選地約12℃。為了控制烷化器122內的溫升，管線124中一部分貧油流可以任選地以已知的方式通過再循環管線125再循環，所述再循環管線125將管線124中的一些貧油引入管線116的吸收器104和烷化器122之間的任一點。再循環管線125，或者管線116可以任選地包括冷卻器127，更進一步地控制烷化器122內的溫升。本領域技術人員可以很容易地進行具體設置和調整從而使溫升范圍控制到小于約10℃以便維持最佳的反應條件。較窄的溫度范圍將優化選擇性，最小化副產品形成和降低催化劑失活。烷化器122的殘存貧油流通過管線128輸送到苯蒸餾塔132。
任選地，烷化器122可以包括多個間隔堆積排列的床以形成連續級的烷基化反應帶。多烯烴進料口可以分別位于各級之間。例如，高純度聚合級乙烯(約100mol％到約70mol％的純度)可以任選地直接添加到多個烷化器(未顯示)的一或多級，所用量優選將烷化器中烯烴與芳香烴(例如苯)的比率維持在約10到1之間和約30到1之間，更優選地約30到1，其將產生優良的催化劑選擇性，即高產率和穩定性。例如，可以使用六床烷化器，其中稀釋的乙烯在第一床中反應并且高純度乙烯被進料至隨后的5個床。在任一或者所有床處，離開烷化器床的流可以在添加其它的高純度乙烯之前冷卻。額外添加的乙烯量與在前床中反應的乙烯量大約相同。該方法將烷化器中的液流維持在液相并且防止汽化。這引起催化劑的有效利用并且將使總的制備成本最小化。在這些情況下，優選地，烷化器中的流通過產生蒸汽或者加熱添加聚合級乙烯的位置或者之前的位置的內部的工藝流被冷卻至約200℃。這個額外的步驟將更進一步地降低總制備費用。
在另一個任選的排列中，可能含有大量乙烷以及相對小量乙烯的管線124中的貧油流可被引入乙烷蒸餾塔(未顯示)。這個任選的步驟的結果將是從乙烷蒸餾塔的底部回收貧油，其將被引入吸收器104并且另外回收乙烷蒸餾塔頂部的乙烷。回收的乙烷將包括相對小量的甲烷并且尤其適用于熱裂化裝置。
回到通氣洗滌器108，在優選的實施方案中，來自通氣洗滌器108的芳香烴主要包括約4份苯至約1份PEB并且通過管線110被引入烷基轉移器112。通常管線110將在管線110和管線184(下面描述的)的交叉點包括加熱器111以及烷基轉移器112，如圖所示。加熱器111在約170℃至約260℃之間的溫度操作，優選溫度為約200℃。在烷基轉移器112中，芳香烴在催化劑上反應并且發生約50％的轉化，其產生離開烷基轉移器112，含有約5份苯至約1份PEB的液體。
管線114攜帶這種來自烷基轉移器112的排出液到苯蒸餾塔132。來自烷基轉移器112的流出物通常被進料給來自烷化器的管線128中貧油流出物以上的苯蒸餾塔132，盡管它可以被進料給管線128相同的位置或者以下的苯蒸餾塔。兩個蒸餾塔的進料位置被優化，使到以下描述的苯蒸餾塔重沸器144的熱輸入最小化。
優選地烷基基轉移器112在約170-260℃，更優選地約200-250℃的溫度范圍，約150-2000psig，更優選地約300-600psig的壓力下進行操作，具有約1-1,000，更優選地約2-100范圍的典型LHSV范圍。烷基轉移作用反應發生在液相，絕熱并且基本上呈中熱度，即具有小于約2℃的極小溫升。烷基基轉移器112可以是上流或者下流反應器，優選下流反應器。
圖1顯示了用于從管線128中的烷化器122，以及管線114中的烷基轉移器112以已知的方式分離流出物的三個蒸餾操作。管線128以及114中的流出物被引入苯蒸餾塔132，在蒸餾塔中苯從粗乙基苯產物回收。苯作為蒸汽在塔頂蒸餾出，其通過管線134輸送到冷凝器136，在那里液化并且保持在存儲器138中。冷凝器136可以產生蒸汽或者可以加熱其它的工藝流，并且可以使用冷卻水或者空氣。工作參數被設置成優化該方法的能量效率。苯通過管線140引出并且添加至管線124中的貧油流，其被引入通風吸收器104。苯被回到貧油流以便維持管線124中適當的苯濃度，從而在烷化器122中具有正確的選擇性。對烷基化反應進行平衡控制，即芳香烴與烯烴的比率確定單一選擇性。管線140中的一些苯可通過管線184轉入管線110以及烷基轉移器112上。正如烷化器122的情況，維持烷基轉移器112中苯的適當濃度改良選擇性。新鮮苯還可以被添加至苯來源180的各種位置。精確位置對于裝置性能并不重要。
回到苯蒸餾塔132，管線141攜帶管線140中的一部分流，即液體回流到苯蒸餾塔132的頂部以維持蒸餾操作。管線142攜帶來自苯蒸餾塔132的底部的液流到重沸器144。蒸汽并且也許是少許液體通過管線143返回到苯蒸餾塔132。蒸汽驅動苯蒸餾塔132中的蒸餾操作。
苯蒸餾塔塔底流的殘存部分，其含有乙基苯，PEBs以及高沸點化合物被通過管線146輸送到乙基苯蒸餾塔148。留在管線146流中的苯的典型量為約1ppm到約5000ppm，約500ppm是優選的。
乙基苯蒸餾塔148從聚乙基苯分離乙基苯，即終產物。管線150中的二乙基苯濃度在約1ppm到約50ppm之間，優選地約5ppm。塔頂餾出的乙基苯蒸汽流通過管線150流出乙基苯蒸餾塔148，在冷凝器152中液化并且輸送到存儲器154，然后通過管線156作為乙基苯產品取出。冷凝器152可以產生蒸汽或者可以加熱其它的工藝流，并且可以使用冷卻水或者空氣。
管線157攜帶管線156中的一部分流，即液體回流到乙基苯蒸餾塔148的頂部以便維持蒸餾操作。管線158攜帶來自乙基苯蒸餾塔148底部的液流到重沸器160。蒸汽并且也許是少許液體通過管線159返回到乙基苯蒸餾塔148。蒸汽驅動乙基苯蒸餾塔148中的蒸餾操作。
管線162中的乙基苯蒸餾塔塔底流，其含有PEBs以及高沸點化合物，被輸送入PEB蒸餾塔164用于從高沸點化合物(例如，重天然瀝青)分離PEBs。
PEB蒸餾塔164從重天然瀝青分離PEBs，所述重天然瀝青通常可以包括四乙基苯，五乙基苯，二苯基甲烷，1，1-二苯基乙烷，1，2-二苯基乙烷，仲-丁基苯和/或其它的高沸點芳香烴。通常，小于約5wt％的三乙苯在天然瀝青中消失。重天然瀝青作為PEB蒸餾塔塔底流通過管線170取出。天然瀝青可以更進一步地處理作為熱傳送液體或者用作燃料。塔頂餾出物PEB蒸汽通過管線172輸送送至冷凝器174液化并且送到存儲器176。PEB通過管線178輸送到冷卻器182，在引入通氣洗滌器108之前冷卻，并在通氣洗滌器108中與來自管線106的流接觸。冷凝器174可以產生蒸汽或者可以加熱其它工業制備液流，并且可以使用冷卻水或者空氣。
管線179攜帶管線178中的一部分流，即液體回流到PEB蒸餾塔164的頂部以保持蒸餾操作。管線166攜帶來自PEB蒸餾塔164底部的液流到重沸器168。蒸汽并且也許是一些液體通過管線167返回PEB蒸餾塔164。蒸汽驅動PEB蒸餾塔164中的蒸餾操作。
雖然本發明已經根據某些具體的實施方案進行了描述，但是應該認識到只要不背離本發明本領域技術人員可以進行各種改變并且用等同物替換其元素。例如，用于實施本發明的化學組分可以根據至少被使用的烯烴，烷基化的芳香烴以及烯烴原料的化學成分進行改變。例如，除了乙烯，所使用的烯烴可以包括丙烯或者其它包含2到至少20個碳原子的分支或者線性烯烴。使用的芳香烴除了苯可以包括，萘，蒽，菲及其衍生物。因此，乙苯，異丙基苯及其他烷基芳香烴可以通過本發明的方法進行制備。
同時，上述的設備的各種部件可以用其它已知的例如，烷化器，烷基轉移器，吸收器和/或蒸餾塔部件替代。此外，許多其它熱交換器，加熱以及冷卻配置也可以根據地點條件進行使用。例如，空氣或者水冷卻以及不同水平的蒸汽產生可用于本發明的方法。
因此，本發明的目的并不限于在這里公開的實施本發明的特定實施方案，但是本發明將包括所有附屬權利要求范圍內的所有實施方案。
權利要求
1.制備烷基芳香烴化合物的方法，該方法包括(a)在吸收帶中將稀釋的烯烴進料與含有芳族化合物和烷基芳香烴化合物的貧油流接觸提供含有芳族化合物，烷基芳香烴化合物以及烯烴的烷基化反應流；(b)在烷基化反應條件下在烷基化反應帶中反應步驟(a)的烷基化反應流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烴化合物的流出物；(c)將步驟(b)的流出物分離成再循環到步驟(a)的吸收帶的貧油流以及產物部分；以及(d)從步驟(c)的產物部分回收烷基芳香烴產物。
2.權利要求1的方法，其中的芳族化合物選自苯，萘，蒽，菲及其衍生物。
3.權利要求1方法，其中烯烴烷化劑選自乙烯，丙烯，及其它含有2到至少20個碳原子的分支或者線性烯烴。
4.權利要求1的方法，其中的烷基芳香烴化合物選自烷基苯，多烷基苯及其混合物。
5.權利要求4的方法，其中的烷基苯選自乙基苯以及異丙基苯。
6.權利要求4的方法，其中的多烷基苯選自二乙基苯，三乙基苯，更高乙基化程度的苯及其混合物。
7.權利要求1的方法，其中稀釋的烯烴進料具有約3mol％到約95mol％范圍的烯烴濃度。
8.權利要求7的方法，其中稀釋的烯烴進料具有約3mol％到約70mol％范圍的烯烴濃度。
9.權利要求1的方法，其中稀釋的烯烴進料包括一或多種選自如下的惰性低分子量雜質氫氣，甲烷，乙烷，氮氣，二氧化碳，一氧化碳，丁烷以及戊烷。
10.權利要求9的方法，其中稀釋的烯烴進料具有至少約5mol％的惰性低分子量雜質濃度。
11.權利要求10的方法，其中稀釋的烯烴烷化劑進料具有約3mol％到約70mol％范圍的烯烴濃度。
12.權利要求1的方法，其中的吸收帶包括選自填充塔吸收器，塔盤吸收器以及塔盤和填充塔的組合吸收器。
13.權利要求12的方法，其中來自吸收器的氣體塔頂餾出物被轉入通氣洗滌器。
14.權利要求12的方法，其中的吸收器在氣相中進行操作。
15.權利要求1的方法，其中烷化反應帶包括烷化器。
16.權利要求15的方法，其中的烷化器為固定床反應器。
17.權利要求16的方法，其中烷化器包括多個床以及分別位于床之間的多個烯烴入口。
18.權利要求15的方法，其中的烷化器在液相中進行操作。
19.權利要求15的方法，其中的烷化器包含選自沸石BEA，沸石MWW，沸石Y，絲光沸石催化劑，MFI催化劑和八面沸石催化劑或者其組合的催化劑。
20.權利要求1的方法，其中步驟(c)中的貧油流包括約5wt％到約99wt％的步驟(b)的流出物。
21.權利要求20的方法，其中步驟(c)中的貧油流包括約75wt％到約95wt％的步驟(b)的流出物。
22.權利要求1的方法，其中回收步驟(d)包括一個或者多個蒸餾操作。
23.權利要求22的方法，其中未反應的芳族化合物被回收在第一蒸餾操作中并且烷基芳香烴產物被回收在第二蒸餾操作中。
24.權利要求23的方法，其中至少一部分未反應的芳族化合物被再循環到貧油流。
25.權利要求1的方法，其中步驟(b)的流出物同樣包含回收在蒸餾操作中的多烷基芳香烴副產物。
26.權利要求25的方法，其中至少一部分回收的多烷基芳香烴副產物被引入通氣洗滌器以提供用于轉入烷基轉移器的烷基轉移反應流。
27.權利要求26的方法，其中烷基轉移反應流被置于催化烷基轉移反應條件下以形成比烷基轉移反應流具有更高的芳香烴與多烷基芳香烴比例的烷基轉移反應產物流。
28.權利要求26的方法，其中烷基轉移反應產物流被引入分別回收未反應的芳族化合物以及烷基芳香烴化合物的操作。
28.權利要求1的方法，其中將額外的烯烴烷化劑添加給步驟(b)的烷化反應帶。
29.權利要求28的方法，其中額外的烯烴烷化劑為高純度的乙烯。
30.權利要求1的方法，其中步驟(c)包括如下的額外步驟在將第一部分烷化產品流再循環到步驟(a)的接觸帶之前將步驟(b)的第一部分的烷化產物流置于回收乙烷的操作。
全文摘要
本發明提供了制備烷基芳香烴化合物的方法，該方法包括在吸收帶中將稀釋的烯烴進料與含有芳族化合物和烷基芳香烴化合物的貧油流接觸提供含有芳族化合物，烷基芳香烴化合物以及烯烴的烷基化反應流。在烷基化反應條件下在烷基化反應帶中反應烷基化反應流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烴化合物的流出物。將上述步驟的流出物分離成再循環到吸收帶的貧油流以及產物部分，從中回收烷基芳香烴產物。
文檔編號C07C15/073GK1756727SQ200480005508
公開日2006年4月5日 申請日期2004年2月25日 優先權日2003年2月28日
發明者史蒂芬·L·波爾 申請人:Abb路慕斯全球股份有限公司