CN100337998C - 芳烃烷基化的反应蒸馏方法 - Google Patents
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Abstract
一种在压力下的反应蒸馏的统一方法，该方法使用在蒸馏塔(塔2)的回流区承载的固体酸烷基化催化剂、用直链C6-C18烯烃烷基化轻质芳烃如苯和异丙基苯。该方法是连续的，使用反应蒸馏结构，以便至少烯烃(7)的一部分从塔顶部的苯精馏区的下面注入。在塔底部的精馏区(H)上面和再沸器(40)上面以低速连续注入芳烃(17)。烷基化反应主要是在固体酸催化剂上的液相中发生，并且其特征在于，通过调节塔内部的操作压力、苯回流比、从回流冷凝器移送至储存的量或在达到或接近全部芳烃回流下操作的蒸馏塔的再沸器移走的苯量，可调节摩尔比达到约100/1。在反应蒸馏塔中得到的意想不到的液相芳烃与烯烃的高摩尔比，增加了对单烷基化芳族化合物的选择性和有助于稳定催化剂的寿命。
Description
发明领域
本发明涉及一种烷基化方法。更具体而言，本发明涉及在采用固体烷基化催化剂体系的连续加压反应蒸馏工艺用烯烃烷基化芳烃。
发明背景
线性烷基化芳族化合物具有许多重要的商业价值。例如，烷基化轻质芳族化合物如苯和异丙基苯，具有作为汽油辛烷增强剂的价值。通常将用长链(即，含有多于约10个碳原子)线性烯烃烷基化的芳族化合物磺化，以制备适宜在洗涤剂制造中使用的表面活性剂。
涉及用烯烃烷基化芳族化合物的化学反应已经研究了很长时间。例如，美国专利No.2,860,173公开了固体磷酸作为丙烯烷基化苯以制备异丙基苯的催化剂的用途。最近，教导了弗瑞德-克来福特(Friedel Grafts)催化剂，特别是氯化铝和某些天然沸石和合成的商业分子筛作为催化剂的用途。
商业上，芳族化合物的烷基化通常是在涉及汽油重整(reformulation)的反应蒸馏工艺中进行的。但是，延续的是涉及商业烷基化工艺的问题。这些问题包括：需要的烷基化产品的低收率、生成多取代芳族化合物的趋势和催化剂的“结焦”，即，碳沉积物和重有机物在催化剂的表面的聚集，结果是催化剂的效率下降和需要关闭生产过程以再生。这些问题中大多数是直接涉及反应的放热性能，其具有难以控制的趋势。结果，出现了对可以实际引入系统的芳烃量的限制，甚至在引入含有的共同进料时。使用HF烷基化技术的大多数商业烷基化采用4/1-8/1的芳烃与烯烃的摩尔比。最近，已经建议在固定床固体酸烷基化工艺中使用高达30/1的摩尔比。在不增加进入该工艺的芳烃流量的条件下，在更宽范围内调节该摩尔比的能力可以在选择性制备与双烷基化产品成反比的单烷基化产品方面提供显著的益处，其引起固体酸性催化剂更迅速地失活是已知的。使用这种在反应区中芳烃与烯烃的更高的摩尔比，使多烷基化产物量最小化保留了帮助改善催化剂有效寿命的潜力。
清楚的是对于用烯烃，特别是直链烯烃烷基化芳烃方法存在需要，该方法具有高的烯烃转化率、高的单取代产物的选择性和延长的催化剂效率。
发明概述
本发明提供了一种对于上面所述的一个或多个问题的解决方案。更具体而言，本发明提供一种可以用于通过芳族化合物与烯烃，特别是低分子量、直链烯烃的固体酸催化反应，来制备单烷基化芳族化合物的方法和系统。
一方面，本发明是一种包含反应蒸馏塔的系统，所述的反应蒸馏塔包括反应区、在蒸馏塔的顶部的第一精馏区和在所述的反应区下面的第二精馏区，并且还包括在反应区中承载的固体酸烷基化催化剂。安置在下面并且通过第二精馏区与反应区连通的是再沸器和从再沸器中抽出烷基化芳族化合物的装置。适合安置的喷射器允许控制芳烃和烯烃物引入反应区，以便反应物在液相中彼此逆流流动。
第二方面，本发明是一种连续的反应蒸馏方法，该方法包括：刚好在反应区之上和所述第一精馏区之下的位置，将选自C6-C18的烯烃或C6-C18的烯烃/链烷烃混合物的烯烃进料的至少一部分引入到蒸馏塔中；在反应区之下但在所述第二精馏区之上的位置，将适量的含6至30个碳原子的芳烃引入到蒸馏塔中，以便芳烃向上流动，并且与下降的烯烃进料在液相接触，并流过反应区，所述的第二精馏区包括再沸器；在反应区下面测得的压力为20-200psig和烯烃进料和在所述再沸器中回流的芳烃的混合，以便再沸器的温度保持低于约265℃，并且其中液相中的芳烃与烯烃的摩尔比为20/1至100/1。
另一方面，本发明是一种在具有中间催化剂区、上面的精馏区和下面的精馏区的系统中连续制备烷基化芳族化合物的方法，该方法包括：在中间催化剂区和上面的精馏区之间的位置引入至少一部分含烯烃的进料；在所述催化剂区和下面的精馏区之间的位置引入含有6至30个碳原子的芳族化合物。所述芳族化合物向上回流经过所述的催化剂区，以在液相中与下降的烯烃进料在所述的催化剂区中反应，生成烷基化芳族化合物，所述催化剂区中的内压力高于一(1)个大气压。在所述下面的精馏区中，将所述芳族化合物与所述烯烃进料和烷基化芳族化合物分离。在所述上面的精馏区中，回流和分离所述的芳族化合物。回收来自所述下面的精馏区的作为塔底流出物的烷基化芳族混合产物，所述的混合产物包含烷基化芳族化合物、未反应的烯烃进料和副产品。优选所述含烯烃的进料包含C6-C18烯烃/链烷烃混合物，并且所述下面的精馏区包括再沸器。此外，在催化剂区下面测得的压力为20至200psig。
附图简述
图1提供了本发明的连续的反应蒸馏系统的示意图，其为与单一系统一样进行的两个分开且相连的塔。
优选实施方案的详述
“轻质芳族化合物”或“芳族化合物”是指有机芳族化合物，其含有一个或多种环和6至约30个碳原子，优选为6-20个碳原子，在商用反应器型蒸馏塔中的典型压力条件下在或低于约250℃沸腾。优选该组的成员为苯、甲苯、二甲苯、苯乙烯、苯酚和异丙基烯，其中特别优选苯。
本发明优选使用的烯烃包括含有6至约30个碳原子，优选约8至约20个碳原子和更优选为10至14个碳原子的那些直链和/或单甲基支链的、单不饱和烯烃。优选烯烃进料是C6-C18链烷烃、C6-C18烯烃、由商用链烷烃脱氢工艺衍生的混合物。
主体反应蒸馏方法的条件要求反应区中的内压力基本保持恒定并且大于约一个大气压，优选约20至约200psig。此外，在再沸器中的芳烃、未反应的烯烃、烷基化的芳族化合物和其它副产品的混合物保持在或接近全部回流，以便再沸器中的温度保持在低于烷基化产物的热降解温度，该温度为约265℃，并且液相中的芳烃与烯烃的摩尔比为约20/1至约100/1，优选为约30/1至约80/1。在这些条件下，再沸器的液体应当优选保持含有至少2重量％的芳烃，并且在为引入蒸馏塔的烯烃进料量的约1/6至约1/2的进料量下，保持向蒸馏塔引入芳烃。
本发明涉及一种使用如图1所示的反应蒸馏结构的连续方法。参考图1，在蒸馏塔顶部的苯精馏区的下面但在催化剂区的上面，注入烯烃进料。在下面的实例中举例说明的优选实施方案中，烯烃进料是链烷烃脱氢衍生的烯烃/链烷烃的混合物。在低于固体催化剂反应区和高于第二精馏区的位置连续注入芳烃，该位置防止烷基化产品容易地再次进入反应区。第二精馏区是与再沸器连通并且在其之上。第二精馏区确保芳烃可以与从反应区下降再沸器途中的烷基化产物、链烷烃和未反应的烯烃分离。
烷基化反应主要在蒸馏塔的反应区中的固体催化剂上，在液相中发生。本发明可以采用的催化剂的非限制实例包括：众所周知的酸沸石材料如β-沸石、酸性丝光沸石、酸性粘土如蒙脱石和中等孔沸石如ZSM-5、ZSM-12、ZSM-18、ZSM-20、MCM-22和β、L、Y以及上面所列出的沸石的稀土交换形式或脱铝酸盐的形式。本发明实践中可以采用的其他催化剂包括上面提及的沸石的氟化物形式和在氧化铝、粘土和硅铝上浸渍的氯化铝。可以通过下面的方法将催化剂保持在适当的位置：在规整填料上承载它，规整填料如Koch-Glitch KATAMAX牌催化规整填料，或备选地，以本领域技术人员熟悉的其他方式安置，例如安置在筛板上的系列床层中或在板式蒸馏塔的降液管中安置的床层中。
本发明的一个重要方面是在反应区的液相中将芳烃与烯烃的摩尔保持在比化学计量量高得多的水平。当系统否则在全回流或接近于全回流下稳定操作时，可以通过下面的方法调节和维持摩尔比：调节塔内的吸入压力(back pressure)、芳烃回流比、输入再沸器的能量、在精馏器中分离出来的芳烃量、移走的烷基化芳烃的量和芳烃输入流量。
芳烃回流比与向塔中引入相对低量的新芳烃的结合将趋向于提高回流到反应区的芳烃组成。
已经证明：可以由液相烯烃的逆流流动产生的更高的芳烃与烯烃摩尔比和向反应区中更高的芳族化合物回流具有许多意想不到的优点：
首先，芳族化合物与烯烃的高摩尔比趋向于允许较大反应区有更多外露的催化剂，外露的催化剂反过来趋向于使反应稳定和使它在蒸馏塔中基本上等温。对于保持等温方法的在先尝试典型地包括用烯烃/链烷烃混合物的进料与芳烃混合。虽然这种方法可以在本发明中采用，但它是无关紧要的。
其次，在在再沸器中没有可能出现的过分高的温度即超过265℃的危险下，在该温度烷基化产物开始发生热降解，输入到再沸器的能量越高，所产生的回流比越大。在恒定的能量输入下的高芳烃回流比将趋向于降低再沸器温度，因为它们迫使更多的芳烃进入再沸器。于是，提高塔内压力可以达到更高的催化剂反应温度，由此提高产量，而在再沸器中没有超过热降解温度的危险。
第三，更高芳烃与烯烃的摩尔比，以及反应区等温的性能，可以帮助提高催化剂的使用寿命。本发明的方法对单取代的烷基化产物具有更高的选择性，因此将需要更不频繁的催化剂再生，这与对多烷基化产物相反，已知多烷基化产物使大多数的固体酸烷基化催化剂中毒。
装置、程序和条件的描述：
在下面列举的实例中，本发明的方法是在如图1所示的连续反应蒸馏塔中进行的。如图1构造中，为了方便，采用和设计两个独立的塔，作为单一的反应蒸馏塔操作。压差控制建立了下半部分(塔1)和上半部分(塔2)之间蒸气的传递。在上节(塔2)和下节(塔1)之间的液体传递通过泵和塔2底部的流量控制来操作。
使用的催化剂是酸性丝光沸石和Y的固体酸沸石。将催化剂粒化为16×40美国筛目大小，在适宜的温度干燥以使其活化，并装入54KATAMAX催化剂填料单元中。每个填料单元的外径为2英寸和长度为5.5英寸。装入塔的催化剂的质量将取决于它的密度。但是，因为所有的KATAMAX单元具有相同的催化剂容积(每一个为50.8cc)，通过使用在B、C、D、E、F和G部分中的每一个中的9个KATAMAX单元，催化剂将相等地分布在塔反应区中。如下面的实施例1所述，链烷烃/烯烃进料衍生自链烷烃脱氢工艺。如图1所示，使用泵2从储罐1中泵抽烯烃进料。通过控制阀门3控制流量，并且通过微动质量流量(Micro Motion Mass Flow)传感器4监测质量流量。
链烷烃/烯烃混合物在经过预热器6之前经过4A分子筛床5。调节烯烃的注入温度以与塔内注入位置处测得的回流温度相匹配。注入位置7刚好在B部分中的KATAMAX催化剂单元上面，其正好在A部分的下面，A部分为分离和回流芳烃(在每一个实施例中，它是苯)的精馏区。应当理解的是：除了在该位置注入烯烃进料外，可以在另外的一个或多个位置将它注入到催化剂区，并且在任何情况下该位置都在苯注入位置的上面。当烯烃进料基本上是纯烯烃时，这是特别有利的。
用控制阀门13控制流量和使用传感器14检测质量流量，使用泵12从储罐11中泵抽芳烃。在注入之前，使烯烃也经过分子筛干燥器15并在加热器16加热至约5-10℃，该温度低于它在塔内压力下的沸点。因此，它以液体注入，但是由于来自液体的热和再沸器升上来的蒸气，它通常快速闪蒸。如图1所示，芳烃注入位置17是在G部分的底部，但是在再沸器的直接上方的精馏区(H部分)的上面。这是主要的注入位置，并且建立芳烃与从链烷烃的注入位置(位置7，在B部分中的催化剂的上面)以液体形式下来的链烷烃逆流流。
芳烃以蒸汽的形式流过在反应区中的催化剂，并继续流动至A部分的顶部，在此它在18处从塔中排出。在冷却器19冷凝后在容器20中积存后，芳烃在精馏器部分A的21处被再次注入。通过使用与芳烃的再热和再次注入相通的氮注入(在控制阀门22)的串级控制，来调节和保持所需要的操作压力。如果需要，通过加热将芳烃保持在气相，并且使用压差，通常不超过约2psig使芳烃在塔1与塔2之间流动，并且通过控制阀23控制。
链烷烃、未反应的烯烃、粗烷基化产品和平衡相的芳烃经过D部分到积存器30后，被移走。从这里，积存的液体被泵抽到E部分的顶部35处，其中它继续经过反应区。在这里应当注意的是：保证来自D部分的液体回到与在E部分顶部的注入位置的相同的回流温度。经过了F、G和H部分后进入再沸器，粗烷基化产品、链烷烃、高分子量的残渣(bottoms)和如果存在的未反应的烯烃通过液面控制从再沸器40移走，通过使用冷却器41、使用泵42、控制阀43和质量流量传感器44将它们泵送至储罐。
如所述的，粗烷基化产品有两个采样点。采样点A是经过了所有的催化剂区的成品。采样B是表示催化剂的停留时间为约50％的中间产物。没有显示的第三个采样点可以用于检查来自积存器20的芳烃的纯度。此外，在用于实施例的系统中，在B部分中的催化剂上面和再沸器(H部分)的上面的精馏区也是用KATAMAX填料单元装填的，但是不含催化剂。这将保证在精馏区中有效蒸发/冷凝。
后附的实施例的反应蒸馏方法操作如下：使用在反应蒸馏塔的底部注入的苯逆流流，在催化剂区上面注入的链烷烃和烯烃的混合物，可变的苯回流比和可变的再沸器能量输入。通过调节回流比和输入再沸器的能量，在反应催化剂区得到非常高(约30至约80)的苯/烯烃摩尔比。同时，再沸器的温度保持在低于产物开始降解的温度。
更高的回流比和提高的苯/烯烃摩尔比还将在反应区中可以使用的催化剂烷基化温度范围从大气压下的80℃提高至90psig的165℃。在反应区中调节苯/烯烃摩尔比的性能赋予了显著和意想不到的灵活性，以使操作条件最适宜于所使用的固体酸烷基化催化剂。
实施例1
本实施例举例说明有关芳烃/烯烃的摩尔比范围的方法灵活性，该方法可以在本发明系统中实现。采用的是使用图1所示结构的反应蒸馏方法。采用的是：在反应蒸馏塔底部注入苯逆流流，将链烷烃和烯烃的混合物从催化剂区上面注入，结合可变化的苯回流比和可变化的再沸器能量输入。链烷烃/烯烃注入位置在B部分顶部的7处，B部分刚好在图1所示的催化剂区的上面。在催化剂区(B、C、D、E、F和G部分)的下面注入苯。同样，在催化剂区上面的A部分的塔顶部注入苯回流。输入再沸器的能量是来自电插入式(stab-in)加热器。千瓦越高，表明需要越高的能量来提高回流比。通过设置在再沸器液体中的插入式热电偶测量再沸器的温度。在50psig的塔压力和恒定的2.85千瓦能量输入的条件下，回流比从196g/分钟下降到112g/分钟。再沸器的温度迅速上升并超过了热降解开始的温度265℃。同样，在塔中的液相苯与烯烃比率随着再沸器中的苯含量下降而下降。能量输入减少到2.34千瓦降低了再沸器的温度，同时维持在塔的反应区的苯与烯烃的摩尔比为46/1。在再沸器的能量输入需要下降到1.98千瓦同时在催化剂区仍然保持液相苯/烯烃的摩尔比为41/1的情况下，在35psig塔压力下观察到类似的趋势。
该试验表明，可以在50psig的塔压力和142-145℃的均匀反应温度下，将苯/烯烃的摩尔比从27/1调节至76/1，类似地，在35psig下和134℃的均匀反应温度下，从26/1至77/1。当将塔压力提高到75psig时，即使在209g/分钟的全回流比下，再沸器的温度超过了烷基化产物的热降解温度。需要减少能量输入，其开始限制塔中的液相苯/烯烃的摩尔比。在75psig，当塔苯/烯烃的摩尔比降低时，可以使再沸器的温度回到可接受的范围。将催化剂区的温度提高到160℃以上将要求进一步提高塔的压力和进一步降低可达到最大的液相苯/烯烃的摩尔比。降低操作压力将进一步降低催化剂区的温度，但是可以保留整个范围内的液相苯/烯烃的摩尔比，因为没有超过热降解温度的危险。例如，在25psig下，在2.34千瓦相对高的再沸器能量输入下，在可接受的再沸器温度下达到55/1的苯/摩尔比。
下面所示的表1和2提供这个实施例中揭示的数据。
表1
| 链烷烃/烯烃进料的毛细管GC分析 | ||
| 进料 | A | B |
| 重量％ | 重量％ | |
| ＜C10 | 0 | 0 |
| C10 | 1.53 | 1.98 |
| C11 | 3.85 | 3.71 |
| C12 | 3.83 | 3.83 |
| C13 | 2.45 | 2.44 |
| C14 | 0.33 | 0.36 |
| C15 | 0 | 0 |
| 合计烯烃 | 11.99 | 12.32 |
| 链烷烃/烯烃进料的毛细管GC分析 | ||
| 进料 | A | B |
| 重量％ | 重量％ | |
| 线性 | ||
| 链烷烃 | ||
| C10 | 0.18 | 0.07 |
| C10 | 14.42 | 19.09 |
| C11 | 31.84 | 29.72 |
| C12 | 26.43 | 24.88 |
| C13 | 14.42 | 13.25 |
| C14 | 0.62 | 0.48 |
| C15 | 0.19 | 0.2 |
| 合计链烷烃 | 88.1 | 87.69 |
| 平均MW(g/摩尔) | 163.6 | 162.9 |
| 溴价(Cg/g) | 10.8 | 10.4 |
表2
| 低苯注入量g/分钟 | 链烷烃+烯烃注入量g/分钟 | 塔压力(psig) | 平均催化剂区温度(C) | 再沸器能量输入(KW) | 再沸器温度(C) | 回流苯注入量g/分钟 | 液相苯烯烃摩尔比 | 再沸器中苯重量％ |
| 10 | 50 | 75 | 157 | 2.88 | 306 | 209 | 63 | 3.9 |
| 20 | 50 | 75 | 157 | 2.24 | 262 | 115 | 23 | 19.2 |
| 10 | 50 | 50 | 145 | 2.85 | 253 | 196 | 76 | 17 |
| 10 | 50 | 50 | 145 | 2.85 | 275 | 149 | 58 | 12.3 |
| 10 | 50 | 50 | 145 | 2.85 | 290 | 112 | 42 | 4.7 |
| 10 | 50 | 50 | 145 | 2.34 | 251 | 113 | 46 | 21.4 |
| 10 | 50 | 50 | 143 | 1.98 | 246 | 65 | 27 | 18.2 |
| 10 | 50 | 35 | 134 | 2.88 | 251 | 199 | 77 | 18.7 |
| 10 | 50 | 35 | 134 | 2.34 | 275 | 104 | 32 | 5.9 |
| 10 | 50 | 35 | 134 | 1.98 | 236 | 137 | 41 | 38 |
| 10 | 50 | 35 | 134 | 1.98 | 248 | 51 | 26 | 16.2 |
| 10 | 50 | 25 | 122 | 2.34 | 236 | 167 | 55 | 26 |
实施例2
改变液相苯/烯烃摩尔比可以影响更不需要的塔底产物的量，这些产物将是给定的固体酸催化剂所产生的。这些塔底产物可以是二烷基化或多烷基化的苯、烯烃二聚物和聚合物以及二苯基烷烃。生成塔底产物的量在某种程度上取决于固体酸催化剂的性能，但是如实施例1所证明的，可以通过在反应催化剂区的液相苯/烯烃摩尔比显著地影响塔底产物。本发明的反应蒸馏塔烷基化系统可以产生大范围的液相苯/烯烃摩尔比。这可以在表3中看出，表3显示塔底产物的量随着液相苯/烯烃摩尔比的降低而增加。这是由烷基化物的产量除以塔底产物产量的下降比表示的。对于两种不同催化剂和在两个不同的反应温度观察到同样的趋势。CBV-20A是商用的酸性丝光沸石，且TOSOH 330是酸Y-沸石。为了加载在KATAMAX规整催化剂蒸馏填料单元，将两种催化剂碎裂并且筛分为16×40筛目大小。加载在54KATAMAX单元中的CBV-20A的量为1721.26g。加载到相等数单元的TOSOH 330Y催化剂的量为1379.27g。在CBV-20A研究中使用的是表1中的链烷烃/烯烃进料A，并且将链烷烃/烯烃进料B用于TOSOH Y沸石。
表3
| 催化剂 | 塔压力(psig) | 催化剂反应区温度(C) | 链烷烃&烯烃量(g/分钟) | 苯量(g/分钟) | 苯回流量(g/分钟) | 液相苯/烯烃摩尔比 | 烯烃转化率(％) | 2-苯基烷基化物(％) | 线性烷基化物(％) | 烷基化产物/残渣重量比 |
| CBV-20A | 35 | 134 | 49.4 | 14.7 | 146.7 | 56 | 90 | 75.5 | 89.5 | 78.5 |
| CBV-20A | 35 | 136 | 49.1 | 29.8 | 215.3 | 116.5 | 89.1 | 77.5 | 91.4 | 132.4 |
| Tosoh 330-Y | 35 | 135 | 49.8 | 9.9 | 199 | 77.5 | 98 | 21.1 | 91.4 | 83 |
| Tosoh 330-Y | 35 | 135 | 49.9 | 9.8 | 104.5 | 32 | 98.6 | 21.4 | 90.5 | 46.5 |
| Tosoh 330-Y | 50 | 144 | 49.2 | 9.9 | 196 | 76.3 | 98.3 | 21.5 | 91.4 | 66 |
| Tosoh 330-Y | 50 | 145 | 50 | 9.9 | 148.9 | 58.3 | 98.5 | 21.7 | 91.0 | 68 |
| Tosoh 330-Y | 50 | 146 | 49.7 | 9.9 | 111.8 | 42 | 98.2 | 22.2 | 88.8 | 45 |
| Tosoh 330-Y | 50 | 150 | 99.7 | 9.8 | 150.8 | 22.9 | 100 | 21.5 | 88.0 | 29.5 |
| Tosoh 330-Y | 35 | 129 | 49.8 | 9.9 | 137.3 | 38.5 | 100 | 20.9 | 89.5 | 33 |
将仍然包含所述改进思想的此处所公开的装置、程序和条件的修改应当容易浮现在本领域技术人员的脑海里，并且意欲将所述的修改包含在此处上面所公开的本发明的精神以及后附权利要求的范围之内。
Claims (18)
1.一种在反应蒸馏塔中连续制备单烷基化芳族化合物的方法，所述的反应蒸馏塔包括反应区、在蒸馏塔的顶部的第一精馏区和在所述反应区下面的第二精馏区，并且还包括在反应区中承载的固体酸烷基化催化剂，所述方法包括：
A.刚好在反应区之上和所述第一精馏区之下的位置，将选自C6-C18的烯烃或C6-C18的烯烃/链烷烃混合物的烯烃进料的至少一部分引入到蒸馏塔中；
B.在反应区之下但在所述第二精馏区之上的位置，将适量的含6至30个碳原子的芳烃引入到蒸馏塔中，以便芳烃向上流动，并且与下降的烯烃进料在液相接触，并流过反应区，所述的第二精馏区包括再沸器；
C.保持在反应区中的内压力和烯烃进料和在所述再沸器中回流的芳烃的混合，以便再沸器的温度保持低于265℃，并且其中液相中的芳烃与烯烃的摩尔比为20/1至100/1。
2.根据权利要求1的方法，其中再沸器的液体包含至少2重量％的芳烃。
3.根据权利要求1的方法，其中在反应区中的压力基本上恒定并且高于1个大气压。
4.根据权利要求1的方法，其中在反应区下面测得的塔压力为20至200psig。
5.根据权利要求1的方法，其中液相中的芳烃与烯烃的摩尔比为30/1至80/1。
6.根据权利要求1的方法，其中保持向蒸馏塔引入芳烃，其进料量为引入蒸馏塔的烯烃进料量的1/6至1/2。
7.根据权利要求1的方法，其中所述芳烃包含6至20个碳原子。
8.根据权利要求1的方法，其中所述烯烃进料的一部分被注入到反应区。
9.一种在具有中间催化剂区、上面的精馏区和下面的精馏区的系统中连续制备烷基化芳族化合物的方法，该方法包括：
在中间催化剂区和上面的精馏区之间的位置引入至少一部分含烯烃的进料；
在所述催化剂区和下面的精馏区之间的位置引入含有6至30个碳原子的芳族化合物；
所述芳族化合物向上回流经过所述的催化剂区，以在液相中与下降的烯烃进料在所述的催化剂区中反应，生成烷基化芳族化合物，所述催化剂区中的内压力高于1个大气压；
在所述下面的精馏区中，将所述芳族化合物与所述烯烃进料和烷基化芳族化合物分离；
在所述上面的精馏区中，回流和分离所述的芳族化合物；和
回收来自所述下面的精馏区的作为塔底流出物的烷基化芳族混合产物，所述的混合产物包含烷基化芳族化合物、未反应的烯烃进料和副产品。
10.权利要求9的方法，其中所述含烯烃的进料包含C6-C18烯烃。
11.权利要求10的方法，其中所述含烯烃的进料包含C6-C18烯烃/链烷烃混合物。
12.权利要求9的方法，其中所述下面的精馏区包括再沸器。
13.权利要求12的方法，其中所述的塔底流出物是从所述的再沸器中回收的。
14.权利要求13的方法，其中使所述再沸器中的温度稳定在低于所述烷基化芳族化合物发生热降解的温度。
15.权利要求9的方法，其中所述的催化剂区含有承载的固体酸催化剂。
16.权利要求9的方法，其中在催化剂区下面测得的压力为20至200psig。
17.权利要求9的方法，其中在所述液相中的芳族化合物与烯烃的摩尔比为20/1至100/1。
18.根据权利要求9的方法，其中保持引入所述的芳族化合物，其进料量为烯烃进料量的1/6至1/2。
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