利用不纯芳族化合物循环由烯烃烷基化芳族化合物的方法和装置

摘要

在固体烷基化催化剂存在下由单烯烃脂族化合物将芳族化合物烷基化的方法和装置使用轻质物蒸馏(110)，从而以能量有效的方式获得对芳基链烷烃的所需选择性。该方法和装置能够解决现有芳基链烷烃生产装置的瓶颈问题，并降低新型芳基链烷烃生产装置的尺寸和能量需求。

说明书

技术领域

本发明涉及由脂族单烯烃化合物将芳族化合物烷基化的方法和装置，其中芳族化合物以化学计量过量提供并使未反应的芳族化合物循环。

背景技术

芳族化合物的烷基化产生可找到各种商业用途的芳基链烷烃，例如可以磺酸化以制备清净剂的烷基苯。在烷基化工艺中，芳族化合物与所需分子量的烯烃反应以制备目标芳基链烷烃。烷基化条件包括催化剂，例如氯化铝、氟化氢或沸石催化剂和升高的温度。

但是，烷基化不是选择性的，可以产生二聚体、二烷基芳基化合物和二芳基化合物(“重质物”)并影响烯烃的骨架异构化，从而造成对目标芳基链烷烃结构的选择性损失。随着反应接近烯烃的完全转化和更高的芳基链烷烃浓度，二烷基芳基化合物的形成特别成问题，因为烯烃分子与芳基链烷烃分子反应而不与进料中的芳族化合物分子反应的可能性提高。相应地，典型的工艺使用大量过量的芳族化合物以提高对芳基链烷烃的选择性，使其高于对二烷基芳族化合物的选择性。在许多情况下，芳族化合物与烯烃的摩尔比大于15∶1。

为了提供经济上可行的工艺，必须从烷基化产物中回收未反应的芳族化合物并循环。典型的商用工艺在使用几个蒸馏步骤精制烷基化产物的过程中回收芳族化合物。例如，参见Pujado，Linear Alkylbenzene(LAB)Manufacture，Handbook of Petroleum Refining Processes，第二版，第1.53至1.66页(1996)，尤其是1.56至1.60页，其公开了线型烷基苯的精制工艺。一般而言，使苯和从链烷烃脱氢得到的含烯烃原料反应产生烷基化反应产物。将反应产物精制。在苯塔中的初蒸馏分离出苯流作为塔顶流以循环到烷基化反应器中。苯塔的塔底流几乎不含苯，并随后在链烷烃塔中进行蒸馏以分离链烷烃和未反应的烯烃。含链烷烃的塔顶流能够循环到链烷烃脱氢装置中，而塔底流送入重质烷基化物蒸馏塔中。在重质烷基化物蒸馏塔中，将重质物与较轻的烷基苯分离，并且含重质物的料流作为塔底流移出。如果需要，塔底流可以进一步蒸馏以额外回收烷基苯。

对于制备芳基链烷烃，尤其是烷基苯的工业规模装置的一个重要考虑因素是能量和设备综合。例如，蒸馏塔用的再沸器常规上用来自中心加热器的热流，例如热油或其它热稳定性液体加热。因此，在给定分离程度下，蒸馏塔的生产能力受到热流可用性限制。对于具有包括苯塔、链烷烃塔和重质烷基化物塔的精制系统的烷基苯工艺，苯塔消耗最大部分的再沸器热量。因此，在烷基化反应器的给定苯/烯烃进料比率下，苯蒸馏的热需求或再沸器尺寸给提高生产能力带来瓶颈。类似地，苯塔尺寸本身可以构成瓶颈。

可以通过在给定现有装置中略微改进效率或降低能量消耗或提高生产能力，例如通过解决瓶颈问题来实现显著的经济效益，只要没有出现重质物生成不适当增加，并且芳基烷基在精制后符合规格。

Fritsch等人在US 6,069,285中公开了使用苯精馏器和苯分馏塔以处理使用固体烷基化催化剂的芳族化合物烷基化工艺的流出物。精馏器提供了含有进料芳族化合物的塔顶流和包含进料芳族化合物并富含烷基芳族化合物的精馏器塔底流。将精馏器的塔顶流循环到运转中的烷基化反应器。苯塔产生更高纯度的含苯塔顶流，其可用于使吸附床再生以在将含烯烃的进料送入烷基化反应器之前对其进行处理，并可用于使停用烷基化反应器中的固体烷基化催化剂再生。

寻求降低蒸馏系统的尺寸和热需求以在给定生产率下从烷基化反应产物中移出芳族化合物的进行烷基化的方法和装置。该方法和装置因此能够解决现有装置的瓶颈问题并设计出具有较小芳族化合物移出塔的新装置。

发明内容

根据本发明，已经发现可以提供可行的芳族化合物烷基化方法，其中一部分循环的芳族化合物不纯。在本发明的方法和装置中，利用轻质物蒸馏回收烷基化反应区的流出物中所含的部分未反应芳族化合物。通过轻质物蒸馏回收的芳族化合物循环到烷基化反应区，并在随后的蒸馏中回收剩余部分的未反应芳族化合物。由此降低了用于随后蒸馏的塔尺寸和能量需求。因为轻质物蒸馏不需要提供相对纯的芳族化合物流，轻质物蒸馏的能量需求和尺寸在商业上可行。通常，使用少于5个理论蒸馏塔板来进行轻质物蒸馏，尤其是闪蒸。因此，如果烷基化反应器流出物中存在链烷烃，则塔顶流可以含有明显量的芳基链烷烃产物以及链烷烃。尽管芳基链烷烃可以在烷基化条件下反应生成重质物，但本发明的方法仍然可以提供不含过量重质物的烷基化反应流出物。

在本发明方法的一个广义方面中，由具有8至18个碳原子的脂族单烯烃将具有6至8个碳原子的芳族化合物烷基化的方法包括：

a.将所述芳族化合物、具有8至18个碳原子的链烷烃和所述脂族化合物并流送入在液相烷基化条件下的包含固体烷基化催化剂的烷基化区中以产生包含芳基链烷烃、芳族化合物和链烷烃的流出物，送入烷基化区的所述芳族化合物与所述脂族化合物的摩尔比为至少6∶1，优选至少10∶1或15∶1，且送入所述烷基化区的所述链烷烃与所述脂族化合物的摩尔比为1∶1至20∶1，优选8∶1至15∶1；

b.蒸馏包含至少一部分步骤a的流出物的蒸馏进料，所述蒸馏使用少于5个，优选少于2个理论蒸馏塔板，最优选使用闪蒸，在少于500kPa绝对压力下，对于每千克蒸馏进料从外部供应少于40kcal，优选少于30kcal的热量进行，从而提供包含20至98重量％，通常50至95重量％所述至少部分流出物中所含的芳族化合物和芳基链烷烃的塔顶流，和包含芳族化合物和至少80重量％，优选至少90重量％所述至少部分流出物中所含的芳基链烷烃的塔底流，

c.使塔顶流从步骤b循环到步骤a的烷基化区，和

d.在足以提供包含芳族化合物的塔顶流和包含芳基链烷烃且基本不含芳族化合物的塔底流的蒸馏条件下蒸馏包含来自步骤b的塔底流的第二蒸馏进料。通常，来自步骤b的塔顶流含有占塔顶流重量的至少0.1重量％芳基链烷烃，例如最多5重量％芳基链烷烃，例如0.2至2重量％芳基链烷烃。在优选模式下，至少一部分来自步骤d的塔顶流循环到步骤a。优选地，步骤d的塔底流含有少于百万分之50重量份的芳族化合物。

在本发明方法的更优选方面中，步骤b的蒸馏在比烷基化区低的压力下，并通常在80至250kPa绝对压力下进行。有利地，步骤b的蒸馏压力比来自烷基化区的流出物的压力要低到足以使供入第一蒸馏区的该至少部分流出物中的大部分芳族化合物气化。

在本发明的方法的另一广义方面中，由具有8至18个碳原子的含烯烃脂族化合物将具有6至8个碳原子的芳族化合物烷基化的方法包括：

a.将所述芳族化合物和所述脂族化合物并流送入在液相烷基化条件下的包含固体烷基化催化剂的烷基化区中以产生包含芳基链烷烃和芳族化合物的流出物，送入烷基化区的所述芳族化合物与送入烷基化区的所述脂族化合物的摩尔比为至少6∶1，优选至少10∶1或15∶1；

b.在包括比烷基化区低的压力的闪蒸条件下蒸馏至少一部分步骤a的流出物以提供至少塔顶流和塔底流，所述塔顶流包含20至98重量％所述至少部分流出物中的芳族化合物和芳基链烷烃，且所述塔底流包含至少80重量％的该至少部分流出物中所含的芳基链烷烃，和

c.使步骤b的塔顶流循环到步骤a的烷基化区。

在本发明方法的又一广义方面中，用具有8至18个碳原子的含烯烃脂族化合物将具有6至8个碳原子的芳族化合物烷基化的方法包括：

a.将所述芳族化合物、具有8至18个碳原子的烷烃和所述脂族化合物并流送入在液相烷基化条件下的包含固体烷基化催化剂的烷基化区中以产生包含芳基链烷烃、芳族化合物和链烷烃的流出物，送入烷基化区的所述芳族化合物与所述脂族化合物的摩尔比为至少6∶1，优选至少10∶1，且送入所述烷基化区的所述链烷烃与所述脂族化合物的摩尔比为1∶1至20∶1；

b.蒸馏包含至少一部分步骤a的流出物的蒸馏进料，所述蒸馏利用少于5个理论蒸馏塔板进行，从而提供包含20至98重量％的所述至少部分流出物中所含的芳族化合物和芳基链烷烃的塔顶流，和包含芳族化合物和至少80重量％的所述至少部分流出物中所含的芳基链烷烃的塔底流，

c.使步骤b的塔顶流循环到步骤a的烷基化区，和

d.在足以提供包含芳族化合物的塔顶流和包含芳基链烷烃且基本不含芳族化合物的塔底流的蒸馏条件下蒸馏包含来自步骤b的塔底流的第二蒸馏进料，和

e.从步骤a、b和c的至少一个中移出足以使烷基化区的流出物中的链烷烃浓度保持低于50重量％的流体，并将所述流体送入步骤d的蒸馏。

因此，本发明的方法可以降低送入芳基链烷烃精制系统的芳族化合物的量。因此，例如，可以容易地解决现有装置的芳族化合物蒸馏尺寸的瓶颈问题，并且对于基础装置，芳族化合物蒸馏可以设计得更小并且对再沸器需求更低。有利地，步骤b的蒸馏不需要达到芳族化合物与芳基链烷烃的高程度分离来实现这些优点或实现期望的芳基链烷烃产品质量。

在本发明由含烯烃的脂族化合物烷基化芳族化合物的装置的广义方面中，该装置包括：

a.具有与含烯烃的脂族化合物供应源流体连通的入口部分和出口部分的烷基化反应器，所述反应器具有包含固体烷基化催化剂的室以使在入口部分和出口部分之间通过的流体接触催化剂；

b.具有与反应器的出口流体连通的入口、与反应器的入口部分流体连通的塔顶出口和塔底流出口的第一蒸馏塔，所述第一蒸馏塔具有少于5个理论蒸馏塔板；和

c.具有与第一蒸馏塔的塔底流出口流体连通的入口、与反应器的入口部分流体连通的塔顶出口和塔底流出口的第二蒸馏塔，其中第二蒸馏塔具有多于5个理论蒸馏塔板。

附图说明

图1是适合实施本发明方法的装置的示意图，其中提供两个烷基化反应器，且轻质物蒸馏的进料从第一反应器的流出物得到。

图2是适合实施本发明方法的具有单个烷基化反应器的装置的示意图。

图3是适合实施本发明方法的另一装置的示意图，其中提供两个烷基化反应器，轻质物蒸馏的进料从第二反应器的流出物得到，并且轻质物蒸馏的塔顶流循环到第一反应器中。

图4是适合实施本发明方法的又一装置的示意图，其中从轻质物蒸馏中移出侧线馏分流。该示意图示出了进一步蒸馏以提供纯化的芳基链烷烃产物。

具体实施方式

进料和产物：

脂族单烯烃和芳族化合物用于本烷基化方法。烯烃和芳族化合物的选择取决于目标烷基化产物。

含烯烃的脂族化合物优选具有8至18个碳原子，对于清净剂应用，通常具有9至16个碳原子。分子中烯属键的位置并不关键，因为据发现多数烷基化催化剂都促进烯属键的迁移。但是，烃骨架的支化通常更重要，因为芳基链烷烃产物上烷基的结构构型可以影响性能。例如，在将烷基苯磺酸化以制备表面活性剂的情况下，不适当支化会不利地影响表面活性剂的可生物降解性。另一方面，可能需要一定的支化，例如US 6,187,981中所述的轻微支化的改性烷基苯。烯烃可以未支化或轻微支化，其在本文中用于表示具有3或4个伯碳原子的烯烃，并且其余碳原子都不是季碳原子。伯碳原子是仅键合到一个碳原子上，但可能也键合到除碳以外的其它原子上的碳原子。季碳原子是键合到四个其它碳原子上的碳原子。

含烯烃的脂族化合物通常是两种或更多种烯烃的混合物。对于商用工艺，其它组分可能与含烯烃的脂族化合物一起存在。例如，可以通过链烷烃原料脱氢获得烯烃，并将难以与烯烃分离的未反应链烷烃送入烷基化反应器。参见例如US 6,670,516，其经此引用并入本文。通常，在通过链烷烃原料脱氢获得烯烃时，烯烃与链烷烃的摩尔比为1∶12至1∶8；但是，这种链烷烃的量对于本发明方法不重要。实际上，基本不含链烷烃的含烯烃原料是合适的。但是，当存在链烷烃时，本发明的方法特别有用，因为步骤d蒸馏的相当部分的能量和尺寸是用于将芳族化合物与链烷烃分离。本发明的方法因此在降低该蒸馏的能量消耗和尺寸方面具有有益效果。

脱氢用的链烷烃原料的来源不重要，但是某些链烷烃原料来源可能导致存在杂质。传统上，在炼油厂中通过原油分馏或通过转化工艺产生的煤油馏分因此构成合适的进料混合物前体。由原油通过分馏回收的馏分通常在供入本方法之前要求加氢处理以去除硫和/或氮。可以通过预分馏调节煤油馏分的沸程以调节链烷烃的碳数范围。在极端情况下，可以限制沸程以使仅具有单一碳数的链烷烃占多数。煤油馏分含有非常大量的不同烃，且本方法的进料混合物因此可以含有200种或更多种不同的化合物。

或者，链烷烃原料可以至少部分源自低聚或烷基化反应。这种进料混合物制备方法固有地不精确，并产生化合物的混合物。本方法的进料混合物可以含有一定量的具有多个支链的链烷烃和在支链中具有多个碳原子的链烷烃、环烷烃、支化环烷烃、或沸点相对接近所需化合物异构体的其它化合物。因此，本发明方法的进料混合物也可以含有相当量的芳烃。

链烷烃的另一来源是来自气阱的冷凝物。通常，可用的这类冷凝物的量不足以作为链烷烃原料的唯一来源。但是，将其用于补充其它链烷烃原料是可以期望的。通常，这些冷凝物含有硫化合物，这在过去限制了其应用。由于本发明能够使用含硫的进料，所以可以使用这些冷凝物来提供烷基化用的链烷烃。

也可以由合成气体(合成气Syngas)、氢和一氧化碳制备链烷烃。该方法通常被称作费托法。合成气体可以由各种原料制得，包括天然气和煤，由此使其在石油馏出物不可得的情况下成为链烷烃原料的有吸引力的来源。

烷基化反应器的含烯烃进料应该充分地不含杂质，例如水、氮化合物和硫化合物，它们会不适当地不利影响烷基化催化剂的寿命。

本方法的含芳族化合物的原料包含苯基化合物，在本方法是清净剂烷基化时该苯基化合物是苯。在更通常的情况下，芳族原料的苯基化合物可以是烷基化或以其它方式取代的衍生物或分子量高于苯，包括甲苯、乙苯、二甲苯等，但这种烷基化的产物可能不是像烷基化苯那样合适的清净剂前体。

烷基化：

使烯烃与芳族化合物反应产生芳基链烷烃。通常，芳族化合物以相对于烯烃明显化学计量过量地存在，例如按摩尔计6∶1或10∶1或15∶1至50∶1，且通常15∶1至30∶1。

芳族化合物和烯烃在烷基化条件下在固体烷基化催化剂的存在下反应。这些烷基化条件通常包括80℃至200℃的温度，最通常不超过175℃的温度，例如125至160℃。因为烷基化通常在液相存在下，并优选在全液相或在超临界条件下进行，所以压力必须足以使反应物保持液相。必需的压力必定取决于烯烃、芳基化合物和温度，但通常为1300至7000kPa(g)，最通常为2000至3500kPa(g)。优选地，烷基化条件基本没有导致烯烃的骨架异构化。例如，少于15摩尔％，优选少于10摩尔％的烯烃、脂族烷基链和任何反应中间体发生骨架异构化。

使用一个床或两个或更多个串联的催化剂床以连续方式进行烯烃对芳族化合物的烷基化。对于本文，催化剂床被称作反应器，无论与另一床在同一或单独的容器中。每个反应器具有入口部分和出口部分。反应物可以在进入反应器的入口部分之前混合，或它们可以单独引入并在反应器中混合。

催化剂可以作为填充床或流化床使用。反应区的进料可以向上流或向下流，或甚至如在径向床反应器中那样水平通过；但是，芳族化合物和含烯烃的脂族化合物并流。在一个期望的变化方案中，可以将含烯烃的原料供入反应区内的几个不连续位置，并且在每个区中，芳族化合物与烯烃的摩尔比可以大于50∶1。总进料混合物，即芳族化合物和烯烃，通常根据例如烷基化温度和催化剂的活性以0.3至6或10hr^-1的液时空速(LHSV)通过填充床。该范围内较低的LHSV值是优选的。通常需要在反应区中足够的停留时间以使至少98摩尔％，通常至少99.5摩尔％的烯烃反应。

可以在本发明中使用任何合适的烷基化催化剂，只要符合对转化率、选择性和活性的要求。优选的烷基化催化剂包括具有选自BEA、MOR、MTW和NES的沸石结构类型的沸石。这类沸石包括丝光沸石、ZSM4、ZSM-12、ZSM-20、菱钾沸石、钠菱沸石、β沸石、NU-87和gottardite。也可以使用粘土或无定形催化剂，包括二氧化硅-氧化铝和氟化二氧化硅-氧化铝。可以在US 5,196,574、US 6,315,964和US 6,617,481中找到烷基化催化剂的进一步论述。

轻质物蒸馏循环：

根据本发明，对至少一部分烷基化反应器流出物进行轻质物蒸馏，以作为塔顶流回收未反应芳族化合物的馏分。将回收的芳族化合物循环到烷基化反应器中。因此，轻质物蒸馏的使用降低了送入精制系统的反应产物中芳族化合物的量，所述精制系统包括用于移出芳基链烷烃中的芳族化合物的蒸馏组件。

在本发明的方法中，可以使用一个或多个烷基化反应器床，其中轻质物蒸馏塔顶流循环到从此获得流出物用于轻质物蒸馏的反应器的入口部分或上游烷基化反应器的入口部分。导入轻质物蒸馏的流出物的量可以少至总流出物的20重量％，或可以包括整个流出物流。在需要解决现有制备装置的瓶颈问题的情况下，即使将少量流出物导入轻质物蒸馏也是有益的。通常，对至少50重量％，有时至少80重量％的流出物进行轻质物蒸馏。

在任何情况下，必须从烷基化反应区和轻质物蒸馏环路中移出足够的反应产物以防止链烷烃或其它惰性物在环路中不适当增加。通常，烷基化区或烷基化区流出物中链烷烃的浓度小于50重量％，优选小于40重量％，例如小于35重量％。如果使用一个以上反应器，最优选对第一反应器的流出物进行轻质物蒸馏，其中轻质物蒸馏的塔顶流循环到该反应器的入口部分中。

计划的是轻质物蒸馏区的蒸馏进料中所含的芳族化合物只有部分回收在轻质物蒸馏的塔顶流中。塔顶流中回收的芳族化合物的量通常为蒸馏进料中的20至98重量％，如60或75至98重量％。塔顶流也可以含有芳基链烷烃、未反应的烯烃、芳族副产物和链烷烃(尤其是在烯烃与链烷烃混合供应的情况下)。

链烷烃的循环可以导致稳态条件下烷基化反应器中的链烷烃浓度高于确定反应器尺寸时需要考虑的烷基化反应器的含烯烃进料中的浓度。通常，在存在链烷烃的情况下，蒸馏进料中少于60重量％，优选少于40重量％，通常5至30重量％的链烷烃包含在塔顶流中。通常，送入轻质物蒸馏的未反应的含烯烃化合物的少于60重量％，通常5至30重量％在塔顶流中。

有利地，蒸馏设备不需要大规模以实现这种回收，例如可以用少于5个理论蒸馏塔板实现该蒸馏。此外，优选在没有明显再沸器加热的情况下进行轻质物蒸馏，且实际上在一些情况下，由于来自烷基化反应条件的流出物的压降，可以在不需要热源的情况下通过闪蒸实现芳族化合物的目标回收。轻质物蒸馏的进料可以处于任何合适的温度。例如，其可以处于或接近烷基化反应区的流出物的温度，或其可以通过间接热交换加热或冷却。通常，蒸馏进料的温度低于300℃，例如100℃至275℃。在从外部向轻质物蒸馏供应热例如用以在分馏塔中提供内部回流时，其优选对于每千克轻质物蒸馏进料小于40，更优选小于30千卡(kcal)。本文所用的外部供应的热是向轻质物蒸馏供应的热，不包括轻质物蒸馏进料供应的热。

轻质物蒸馏区的底部温度通常为80℃至150℃，优选90℃至140℃，且轻质物蒸馏区中的压力通常为70至300，优选90至250，例如100至200kPa绝对压力。在使用回流的情况下，外部回流对于送入轻质物蒸馏区的每千克流出物的比率(蒸馏进料/回流，F/R)优选为0.1∶1至5∶1，更优选0.4∶1至0.8∶1。

可以在用于闪蒸的开放容器中，或在可以包含适用于分馏的塔板或填料的容器中进行轻质物蒸馏。闪蒸可以包括除雾器以防止塔顶流中夹带液体。供入轻质物蒸馏区的热可以通过在该区底部的间接热交换，或通过将轻质物蒸馏区底部所含的一部分液体移出、加热和循环到塔底部来提供。可替换地或另外地，可以将蒸馏进料加热，但优选不要加热到可能造成芳基链烷烃不适当反应或分解的温度，例如低于300℃。

轻质物蒸馏的塔顶流的组成主要取决于蒸馏进料的组成、轻质物蒸馏的温度和压力、回流比和轻质物蒸馏区中所含的实际蒸馏塔板。实际蒸馏塔板由蒸馏塔的实际性能决定。

可以将轻质物蒸馏的塔顶流冷却以导致冷凝，然后将液体泵送到指定烷基化反应器的入口部分中。如果需要，可以使用一部分冷凝液体作为轻质物蒸馏用的回流。

轻质物蒸馏至少提供含芳基链烷烃的塔底流。当轻质物蒸馏不是闪蒸时，也可以移出一个或多个中间馏分。如果不移出中间馏分，塔底流的组成简单地为轻质物蒸馏塔进料的余量。如果移出一个或多个中间馏分，塔底流的组成不同。通常，塔底流含有送入轻质物蒸馏塔的流出物中的芳基链烷烃的至少80重量％，通常至少90或甚至95重量％或更多。塔底流也含有芳族化合物，例如蒸馏进料中的芳族化合物的至少0.5重量％，例如1至80重量％。当不移出中间馏分且存在链烷烃的情况下，塔底流含有链烷烃，其量通常为蒸馏进料中所含的链烷烃的至少40重量％，例如45至95重量％。

本发明的方法不仅使大量芳族化合物能量有效地循环到烷基化反应器中以提供对目标芳基链烷烃产物的所需选择性和解决现有芳基链烷烃生产装置的瓶颈问题，它们还能使提纯芳基链烷烃的方式具有灵活性。参见例如以下对图4的讨论。

在普通的工业装置中，将烷基化反应器流出物送入蒸馏组件，其分离出流出物中所含的芳族化合物作为相对纯的料流。将该蒸馏组件的塔底流随后送入另一蒸馏组件以分离出链烷烃和未反应的烯烃作为塔顶流，并将该第二蒸馏组件的塔底流送入重质物蒸馏组件，在此芳基链烷烃产物包含在塔顶流中。如果需要，可以使用精制塔来进一步提纯芳基链烷烃，尤其是在粘土处理以去除成色剂之后。在这种类型的蒸馏中，通常将轻质物蒸馏的塔底流送入用于分离芳族化合物的蒸馏组件。

仅为例示，下列公开内容涉及烷基苯的制备。在烷基苯精制系统中，通常以低于300℃，优选低于275℃，通常230℃至270℃的塔底温度和在5至300，优选35至70kPa表压的塔顶流压力下进行苯蒸馏。塔顶流通常含有少于2重量％，优选少于1.5重量％的链烷烃。苯蒸馏组件可以包括一个或多个蒸馏塔。可以从苯蒸馏组件中获得一股以上的塔顶流。例如，可以为工艺需要(例如使催化剂或吸附剂再生)获得高纯料流，例如具有低于1重量％，优选低于0.1重量％的链烷烃浓度，可以从苯蒸馏组件中获得较低纯度的塔顶流，例如作为侧线馏分获得，以循环到烷基化反应中。

苯蒸馏组件中的每个塔可以包括任何合适的填料或蒸馏塔板，但最通常使用诸如筛板和泡罩塔板的塔板。通常，该组件提供至少5个，例如6至70个，优选20至50个理论蒸馏塔板。回流比(在此是指馏出物/回流的重量比)通常为2∶1至1∶10，优选1.5∶1至1∶5。来自苯蒸馏的塔底流通常含有少于1000ppmw，优选少于50ppmw，有时少于5ppmw的苯。苯蒸馏可以在单个塔中进行，或可以使用两个或更多个不同的塔。例如，可以使用汽提塔移出部分，例如20至50％苯，然后使来自汽提塔的塔底流在随后的塔中进行精馏以实现所需分离。

通常以低于300℃，优选低于275℃，通常250℃至275℃的塔底温度和在5至110，优选10至50kPa的塔顶流绝对压力下进行链烷烃蒸馏。该塔可以包括任何合适的填料或蒸馏塔板，但最通常使用筛板。通常，链烷烃蒸馏组件提供至少5个，例如7至20个理论蒸馏塔板。回流比通常为3∶1至1∶10，优选1∶1至1∶3。来自链烷烃蒸馏的塔底流通常含有低于百万分之5000，优选低于百万分之500重量份(ppmw)的链烷烃和优选少于10，通常少于1ppmw的苯。链烷烃蒸馏可以在单个塔中进行，或可以使用两个或更多个不同的塔。

通常以低于300℃，优选低于275℃，通常250℃至275℃的塔底温度和在0.5至30，优选1至5kPa绝对压力下进行重质烷基化物蒸馏。该塔可以包括任何合适的填料或蒸馏塔板，但最通常使用结构化填料。通常，重质烷基化物蒸馏组件提供至少5个，例如10至30个，优选10至20个理论蒸馏塔板。回流比通常为2∶1至1∶5，优选0.2∶1至1∶1。重质烷基化物蒸馏的塔顶流通常含有低于1000，优选低于100ppmw，有时小于50ppmw的总重质物。

精制系统可以包括附加蒸馏区以从重质物中附加回收芳基链烷烃。

参照附图进一步例示本发明，但不是要限制本发明的范围。就由苯和含烯烃的进料(为易于参考，其是脱氢的链烷烃原料)制备烷基苯方面论述附图；但是，本发明的广义方面不限于这类原料。

参照图1，经管线102向第一烷基化反应器104供应含烯烃的原料。烷基化反应器104的流出物经管线106送到第二烷基化反应器120。在正常操作下，进入反应器104的烯烃的至少90重量％在反应器104中消耗。相应地，另外供应的烯烃原料从管线102通过管线118引入管线106而进料到反应器120中。

管线106中的一部分流出物经管线108移出，并供入轻质物蒸馏塔110。塔110的塔顶流(主要是苯)经管线112通过冷凝器114进入管线104，在此其与烯烃进料和苯塔130的一部分塔顶流混合。塔110是闪蒸塔并且没有任何回流。经管线124从塔110中移出塔底流。一部分塔底流经管线126通过热交换器128并送回塔110的下部。

回到第二烷基化反应器120，经管线122从反应器中移出流出物，并将其送到苯塔130。塔110的塔底流经管线124送到管线122并还送往塔130。从塔130经管线132移出苯塔顶流，并将其在冷凝器134中冷凝。将一部分塔顶流送回塔130顶部，并将剩余部分经管线136送到管线102。经管线138从塔130中移出塔底流。一部分该塔底流经管线140通过热交换器142，并送回塔130以为蒸馏供应热。

在图2中，相同的数字标号表示与图1所确定的相同的部件。图2中所绘的装置与图1中的不同之处在于不使用第二烷基化反应器120，且塔110的塔底流经管线124送到苯蒸馏塔130。因此，烷基化反应器104的整个流出物经管线106送到轻质物蒸馏塔110。此外，管线112中的一部分冷凝液体经管线202送回塔110的顶部作为回流。塔110包含结构化填料。

在图3中，相同的数字标号表示与图1和2所确定的相同的部件。图3中所绘的装置与图1中的不同之处在于管线108不是从反应器104中而是从反应器120中移出一部分反应流出物。轻质物蒸馏塔110的一部分塔顶流循环到烷基化反应器104中。此外，管线112中的一部分冷凝液体经管线202送回塔110的顶部作为回流。塔110包含填料。

在图4中，相同的数字标号表示与图2所确定的相同的部件。图4中所绘的装置与图2中的不同之处在于塔110是具有分隔件400的塔板隔壁塔。在塔110的与烷基化反应器流出物引入位置相反的一侧，经管线402移出中间馏分。该中间馏分含有苯和链烷烃，并被送入苯塔130。塔130的塔底流几乎不含烷基苯并且富含链烷烃。因此，可以将管线138中的一部分塔底流送回链烷烃脱氢装置。

轻质物蒸馏塔110的塔底流经管线124送入重质物塔404。重质物塔404提供了含苯和链烷烃的塔顶流，其经管线408移出，在冷凝器410中冷凝并且一部分经管线412送回塔404作为回流，剩余部分经管线408送入苯塔130。塔404的塔底流含有重质物，例如二烷基苯，并经管线414移出。一部分塔底流经管线416输送，在热交换器418中加热，并送回塔404的底部。塔404也提供有分隔件406，其界定出区426。区426可以充当塔404内的塔。从区426的底部经管线420移出烷基苯流。将管线420中的一部分这种烷基苯流经具有热交换器424的管线422送回分隔区426的下部。管线420中的其余部分的料流是产物。