CN101484408A - 由烷基芳烃脱氢制备乙烯基芳香单体的改进方法 - Google Patents

Abstract

一种制备乙烯基芳族单体的方法，其包括：a)投入芳烃料流和烯烃料流进行烷基化反应；b)将来自烷基化反应段的反应产物引入第一分离区；c)从第一分离区回收单烷基化芳烃；d)将单烷基化芳香产物引入脱氢反应段；e)在一个或多个热交换器内冷却和冷凝反应气体；f)将来自脱氢段的反应产物引入第二分离区；g)回收乙烯基芳族单体料流。

Description

由烷基芳烃脱氢制备乙烯基芳香单体的改进方法

技术领域

本发明涉及由烷基芳烃脱氢制备乙烯基芳族单体的改进方法。

更具体地说，本发明涉及一种由相应的烷基化产品脱氢制备乙烯基芳族单体的改进方法。

更具体地说，本发明涉及一种乙苯脱氢制备苯乙烯的改进方法。

背景技术

乙烯基芳族单体，比如苯乙烯，用于制备塑性材料是众所周知的，比如压塑/晶态聚苯乙烯(均聚物)，压塑耐冲性聚苯乙烯(HIPS)，膨胀性聚苯乙烯及其他产品。这些单体通常由相应的烷基芳香产物制备，其中，首先在气相，高温，低压，水蒸气的存在下与适当的基于铁和氧化钾催化剂接触的条件下进行脱氢。来自脱氢反应的流出物，其包括在本反应条件下形成的各种烃类产品，被首先冷凝并接着送入纯化区，其中，所述液态流出物的处理，是根据乙烯基芳族单体的流量，将各种组分通过一系列串联的分馏塔进行分离和纯化。

关于苯乙烯的制备，通常将乙苯引入反应装置，通常是热交换器，在该热交换器中，乙苯在水蒸气的存在下汽化，将该混合物引入热交换器的体系，在其中使蒸汽过热并进一步混入高温水蒸气后，接着送入第一反应步骤。在第一反应步骤的出口处，在适当的热交换器体系中加热混合物，然后送入后续的反应步骤，任选的第三反应步骤。最后反应步骤的流出物通过预热引入反应段的乙苯及水蒸气后被冷却。

在有些情况下，热量回收可以通过使水蒸气单独生成和过热来完成，或通过蒸发和过热乙苯与水的共沸混合物来完成。

在热量回收段的出口，反应混合物通过与水蒸气接触而进一步冷却，然后在一个或更多热交换器中冷凝，并将热量传递给冷却水或者有时传递给空气。

冷凝系统通常由2个串联的交换器组成。大部分冷凝是在第一热交换器中进行的，通常是在管内进行冷凝，其中所用的冷却流体可以是空气或者水。第二交换器，比较小一些，可以采用卧式或者立式安装，未冷凝的部分在其中进行冷却，冷却通常在管内进行，冷却流体通常是水。

两相液体混合物离开冷凝器，倒入一个合适的接收罐中以分离开来，同时离开的富氢气相被抽吸到合适的压缩机中，然后送走，在特定区纯化后，用于其他用途。经重力作用分离后，对上述的两种液相进行适当处理。水相被残余的烃纯化，然后移去，而烃相被引入由分馏塔组成的纯化区，分馏塔可以是三个或者四个，其数量取决于方法的类型。

来自脱氢段的芳烃液体混合物被引入第一分馏塔。在该塔中，制备苯乙烯的过程中生成的副产品的苯和甲苯的混合物，从塔顶分离出来，而包含未反应的乙苯，苯乙烯以及高沸点产物的料流从塔底提取出来。来自第一塔底部的料流被引入第二分馏塔，其中，包含未反应乙苯的料流从塔顶分离出来，并再循环入脱氢段，而包含苯乙烯的料流与高沸点产物则从塔底提取出来。来自第二分馏塔底部的料流被引入第三分馏塔，最终产品苯乙烯从塔顶引出，而由苯乙烯和高沸点产物组成的料流从塔底提取出来。

存在于第三分馏塔底部流出料流中的苯乙烯浓度仍然较高，可将该料流引入第四分馏塔或其它的装置，比如蒸发器，进一步处理。富含形成工艺残渣的高沸点产物的料流被后续部分的纯化区分离除去，该纯化可以是蒸馏塔或者蒸发器。

上述描述的仅仅是生产苯乙烯可行方案中的一个。至少有第二方案也被广泛应用，其与第一方案的主要区别在于提纯阶段。其脱氢反应段完全与上述类似，但其提纯基于三个分馏塔。

在这种情况下，液态烃混合物被引入第一分馏塔，其中，苯、甲苯和乙苯的混合物从塔顶分离出来，而包含苯乙烯和高沸点产物的料流从塔底分离出来。塔顶分离出的产品被引入第二分馏塔，其中，制备苯乙烯的过程中形成的副产品苯和甲苯的混合物从第二分馏塔的塔顶提取出来，而包含未反应乙苯的料流在塔底获得，并将其引入脱氢单元。

来自第一塔底的料流被引入第三分馏塔，纯化以后的苯乙烯从塔顶提取出来，而组成与上述方案中相似的料流从其塔底获得，由于塔底流出物中仍富含苯乙烯，因此可以利用与上述类似的方法进一步处理回收。

残渣中包含大量含沥青和/或其它聚合物的由本方法产生的重粘性物质。

最后，还有制备苯乙烯的第三方案，该方法不常用，其反应段与上述不同。依据这种方案，在第一脱氢反应步骤完成后，有一个反应段，其中，在适当的催化剂层上进行氧化反应，使得反应器的流出物被加热。由于催化剂的作用，不会受到引入空气或者氧气而发生氧化的影响，或者影响很小，通过第一脱氢反应器后，形成烃但主要是形成氢气。反应混合物离开所述氧化反应步骤，其氢的含量很少且温度较高，将其引入第二脱氢步骤，使乙苯转化为苯乙烯，该反应尤其适合在上述步骤形成的氢气贫乏的条件下进行的。

在这个方案中，在第三脱氢步骤之后还可以有第二氧化步骤。

从最后脱氢反应器中流出的流出物用上述的方法进行冷却和冷凝。类似地，液体和气体流出物也按照上述方法依次处理。

不考虑与脱氢反应一起进行的过程和用于离开反应器的气体的热交换的方法，各种反应的产物除了苯乙烯之外，还包括其它的化学物质，有低沸点的，例如甲烷、乙烷和乙烯，它们形成气相，其它的比如苯，甲苯，芪，二乙烯基苯及其他高沸点的产物，它们被冷凝形成液体混合物并引入后来的纯化区。所形成高沸点物质中的一些，比如芪，有较高的熔点，倾向于形成少量的固体或者高粘性的液体颗粒，其倾向于变成沉淀，并在最后脱氢反应器流出物的冷却和冷凝阶段，沉淀于装置内部。

为了克服这个难题，在上述的苯乙烯制备方法中，在冷凝阶段之前，有一个直接与水接触进行冷却的冷却阶段。该方法使得大多数上述提到的污垢颗粒被除去，从而避免它们影响位于下游的交换器和设备。在本方法的这个阶段中，固体或高粘的液体粒子实际上倾向于在向流出气体中喷射的水滴的表面上凝结，因此可将其与这些水滴一起从系统中移去。少量但重要的高沸点物质馏分，在固体或者高粘性液体物质的冷却阶段形成，不会被水洗方法阻止，因此其会抵达下游装置，在其中进行反应流出物的凝结。部分馏分由于到达压缩机的气体流出物产生。

经验表明，少量上述固体或高粘性物质形成的沉淀，会严重妨碍苯乙烯生产装置的功能。实际上，一旦沉淀，例如沉淀在热交换器管的表面上，它们的尺寸增大，会吸入苯乙烯和少量直接来自包含它们的气相中的二乙烯基苯。一旦吸收，苯乙烯就会自发的趋向于聚合，因此形成一种额外的固体物质，该物质会继续使初始沉淀的高沸点物质的小颗粒增大。在低温环境中，由于苯乙烯通常会发生聚合，以及少量二乙烯基苯的存在，产品中网状聚合物的分子量增大了，使得形成的聚合物完全不可溶，结果非常难以将其除去。

在冷凝装置中会产生固体物质的沉淀和成长现象，有时在氢气压缩机内部也会产生，结果，完全或部分地导致一系列不希望的事件发生，具体如下：

1.降低了热交换的效率，尤其是冷凝器的效率；

2.增大了冷凝压力以及冷凝系统上游的压力，尤其是脱氢反应器内部的压力，以补偿热交换效率的降低；

3.增大了冷凝压力以及冷凝系统上游的压力，尤其是脱氢反应器内部的压力，这是由于固体材料沉淀增多，导致反应通道的截面积减少，因而增大了压降；

4.脱氢反应的收率降低，这归因于转化率和选择性降低，因而反应器内部压力增大。

5.工厂的生产能力降低，这归因于反应收率降低，热交换效率降低，以及气体通道截面积减少；

6.产量损失，这归因于当上述现象导致持续浪费时，就需要停车以清洁系统；

7.成本增加，尤其是由于要停车以及清洁设备；

8.严重损害设备，因为当无法清洁的时候，就必须停车并替换部件。

发明内容

现在，本申请人发现，如后述权利要求中所述，冷凝系统可以防止上述不希望的现象发生，这是因为根据上述装置，完全没有固体物料沉淀产生。

因此，本发明的目的是涉及一种生产乙烯基芳族单体的改进方法，其包括：

a)将由芳烃组成的料流与基本上由C₂-C₃烯烃组成的料流一起引入烷基化反应段；

b)将来自烷基化反应段的反应产物引入第一分离区；

c)从第一分离区中流出的第一料流由未反应的芳烃组成，将其循环用于烷基化反应段，第二料流基本上由单烷基芳烃组成，第三料流基本上由二烷基化芳烃组成，其被送入烷基转移反应段，第四料流基本上由多烷基芳烃的混合物组成；

d)将步骤(c)中的第二料流引入脱氢反应段；

e)在通过热量回收和后续的喷淋水洗进行第一次冷却后，将来自最后脱氢反应器中的料流引入另一段，在该段中，大部分料流在特定的设备中热交换以进行冷凝；

f)将来自冷凝段(e)中的反应产物引入第二分离/纯化区，该区包含至少一个蒸馏塔；

g)从上述至少一个蒸馏塔的塔顶流出的料流由乙烯基芳香单体组成，其纯度大于99.7重量％。

具体实施方式

根据本发明，引入烷基化反应段的芳烃可以选自碳原子数为6-9之间的芳烃，优选苯。可用于本发明目标方法的其它芳烃可以选自例如甲苯和乙苯。

优选的烃是精炼级的苯，其纯度大于等于95重量％。

与芳烃一起引入烷基化反应器的C₂-C₃的烯烃料流，例如，乙烯或丙烯，也是精炼级的，其纯度大于等于95重量％，其是新鲜的，并任选循环利用。引入烷基化单元的芳烃料流和烯烃料流，为了满足当前技术的要求，其芳烃/烯烃的摩尔比通常是1.8-50，优选2-10。

烷基化反应是在传统的催化体系中进行的，例如按照EP432814中描述的方法进行。

任何烷基化反应器都可用于本发明的方法中。例如，固定床或流化床反应器，传送床反应器，浆料混合操作反应器，以及催化蒸馏反应器都可以采用。

优选的烷基化催化剂可以是三氯化铝或选自合成的和天然的，基于硅和铝的多孔结晶固体，例如酸性沸石，其硅/铝原子比为5/1-200/1。尤其优选Y、β、Ω-沸石、丝光沸石、A、X和L以及结晶性的多孔固体MCM-22、MCM-36、MCM-49、MCM-56以及ERS-10。也可以选用硅/铝原子比为20/1-200/1的ZSM族合成沸石，例如ZSM-5沸石。

本领域技术人员众所周知的，烷基化反应的温度与压力条件，不仅依赖于选择的催化剂，还依赖于反应器的类型以及试剂的选择。例如苯与乙烯的烷基化反应，其反应温度通常是100-450℃。更具体地说，在沸石催化剂的存在下，不论采用固定床还是移动床，气相温度范围优选300-450℃，液相温度范围优选180-250℃，而采用催化蒸馏反应器时，气-液相混合操作，反应温度随催化床的变化而变化，为140-350℃，优选200-300℃。当使用采用浆料混合物和三氯化铝催化剂的反应器时，温度为100～200℃。

烷基化反应器的内部压力保持在0.3-6MPa，优选0.5-4.5MPa。

为了从未转化的试剂以及反应副产品中回收反应产物，对离开烷基化反应器的芳烃料流用传统方法进行处理。尤其是，分离系统优选由至少三个串联的蒸馏塔组成，其中，未反应的芳族化合物在从第一蒸馏塔回收，并再循环到烷基化反应器和/或如下所述的烷基转移单元。单烷基取代的芳族化合物，例如乙苯，从第二蒸馏塔回收并被引入到脱氢单元，而二烷基化的芳烃产物从第三分馏塔的塔顶回收并被引入烷基转移单元，以及基本上由多烷基化产物、四氢萘以及烷基取代的二苯乙烷组成的重组分其作为添加剂被引入脱氢段产物的第二分离/纯化区，并从塔底回收。

二烷基化芳族化合物，例如二乙基苯，可以将其引入烷基转移反应器与C₆-C₉的芳烃例如苯进行烷基转移反应，用于制备相应的单烷基取代芳族化合物，例如乙苯，并提高烷基化反应的产率。

烷基转移反应可以在特定反应器中进行，也可以在同一烷基化反应器中进行。

烷基转移反应器(当存在时)，优选，当催化剂是三氯化铝时，由浆料段操作的反应器组成，或者在液相中反应，采用固定床反应器，其在传统的沸石烷基转移催化剂存在下进行，如Y型沸石、β沸石或者丝光沸石，优选Y或β沸石。烷基转移反应可以根据EP847802中的描述进行。

二乙苯与苯发生烷基转移反应时，苯/乙烯的摩尔比，其计算是根据存在苯的摩尔总数与二乙苯相同，存在乙烯的摩尔总数与二乙苯中的取代物相同，其范围是2/1-18/1，优选2.5/1-10/1。反应器中的温度保持在50-350℃，优选130-290℃，压力保持在0.02-6MPa，优选0.5-5MPa。

单烷基化芳族产物被引入催化脱氢反应段，其包括一个或多个固定床或者流化床反应器。采用流化床反应器的脱氢反应在如下条件下进行，反应温度为450-700℃，反应压力为0.01-0.3MPa，反应催化剂基于负载在以0.05-5重量％的二氧化硅改性的氧化铝上的一种或多种金属，该金属选自镓、铬、铁、锡、锰。除上述的金属之外，催化剂体系还可以包含铂和/或一种或多种碱金属或碱土金属。烷基芳烃脱氢方法的例子描述在下述文献中：IT1295071，US5994258和US6031143或WO01/23336或WO03/53567。

采用固定床反应器的脱氢反应的反应条件如下，反应温度为500-700℃，优选520-650℃，反应压力为0.02-0.15MPa，反应的催化剂基于氧化铁和碳酸钾，并包含其它少量的金属化合物作为助催化剂。

例如苯乙烯的制备方法，脱氢反应的进行例如如下，采用固定床催化剂，通过在第一反应器中引入乙苯蒸汽以及水蒸汽的混合物，其中水/乙苯的摩尔比为5-15，优选6-12，在其中进行乙苯的部分转化。当通过热交换器将温度控制在目标值以后，反应混合物离开第一反应器，引入第二反应器中。乙苯至少转化了50％的反应混合物在送入纯化区之前被冷却和冷凝。如果需要的话，在第二反应器的出口可以包括第三反应器，从而将乙苯的转化率提高到70％以上。

来自脱氢反应器的气体，离开的温度为450-650℃，优选550-610℃，其被串联的热交换器冷却，回收的热量用于预热引入反应段的气体，并将其预热到100-300℃，优选120-180℃；然后，该气体通过热交换管和/或热交换器，由于一系列喷水器的存在，被洗涤并冷却到30-100℃，优选55-70℃；然后，它们在卧式热交换器壳内冷凝，冷却液例如水在管内流动，在热交换器内，混合型的冷凝液产生回流并平衡。尤其是，气体从位于壳下部的入口进入，向上移动，与热交换器管接触并将热量转移给交换管，当气体开始冷凝时，冷凝形成的液体在重力的作用下产生回流，与尚未冷凝的上升气体接触。接下来，气体的冷却，冷凝以及洗涤在热交换器壳内同时发生。

气体和热交换器管的洗涤液依靠重力的作用自然向下流动，这确保固态或粘性液体粒子，不断地从冷凝器和到达外壳顶部的未冷凝气体中洗涤除去，这是由于外壳的上部具有纵向的和横向的挡板结构，使得气体在被吸入压缩机之前就被适宜地冷却。上述结构的重要优点在于，它使得冷凝在一个单独的装置中完成，并能避免为了持续操作而必须进行的任何形式的清洁过程。

为了回收乙烯基芳族单体，液体混合物被引入第二分离/纯化区。尤其是，流入冷凝器壳下部的液体混合物收集在特定区域中，并被送入位于冷凝器下方的卧式储罐里，该罐中有两种液相，一相中富含水而另一相中富含烃，它们的分离通过倾析完成。处理水相以除去痕量烃和固体颗粒，而烃相被适当过滤后，引入所谓的分离/纯化区，该区用于回收乙烯基芳族单体，例如苯乙烯。

分离/纯化区包括至少一个蒸馏塔，甚至根据被纯化的单体料流的需要，优选三个或者四个蒸馏塔串联操作。

实施例

提供的实施例基于与苯乙烯生产装置工业数据的比较，与传统的设备相比，其优点在于改进的冷凝装置，在壳内冷凝(称之为改进装置)，而传统的装置，冷凝是在两个串联装置的管内进行的，第一个用空气冷却，第二个用水冷却(称之为参照装置)。

装置条件描述如下。

该装置包括乙苯的制备段，乙烯和苯被引入该段，在基于AlCl₃的催化剂存在下反应，反应压力大约为0.5MPa，反应温度为150℃。该反应段的流出物引入分离区，在该区中，分离基于AlCl₃的催化剂，料流随后进入含3个多层塔的蒸馏段。在第一蒸馏塔中，压力大约为0.6MPa，塔顶温度为150℃，分离未反应的苯并循环到反应区；塔底产物引入第二蒸馏塔，该塔压力为0.25MPa，温度为170℃，塔顶产物由乙苯组成，其以40t/h的流速送入后续的脱氢反应段。塔底产物引入第三蒸馏塔，该塔压力为0.01MPa，塔顶温度为约140℃。该塔的塔顶产物由多乙基化苯化合物的混合物组成，主要是二乙基苯，其被循环到反应段，而塔底则形成由高沸点产物组成的副产物。

在脱氢反应段，引入的乙苯一部分是新鲜的，另一部分是再循环的，该段由两个串联，包含基于铁和钾盐的催化剂的绝热反应器组成。对于第一反应器，乙苯以气态形式并在水蒸汽的存在下引入反应器，流速为60t/h(乙苯)，和100t/h(水蒸汽)，入口的操作温度大约为610℃，压力大约为0.085MPa。另一方面，第二反应器，入口操作温度为630℃，入口压力为0.05MPa。离开第二反应器的混合物，其温度为590℃，压力为0.04MPa，在两个串联的热交换器中冷却至大约150℃，其中，从第一热交换器回收的热被转入乙苯料流，从第二热交换器回收的热被用于加热引入第一反应器的水蒸汽。

在这些热交换器最后一个交换器的出口中，反应气体被水洗，该水洗是通过串联的喷管以大约50t/h的喷淋速度进行，水因此注入了部分水蒸汽，将气体冷却到大约60℃，其部分气体处于液相中，并回流到冷凝管的底部。通过该方法，气体在到达管束式热交换器之前被水洗，该交换器称之为冷凝器，大多数气体在该冷凝器中被冷凝，而未冷凝的部分富含氢气，其被冷却到大约30℃并在合适的区域被压缩。冷凝的部分在压力为0.03MPa，温度为55℃的情形下，在重力的作用下流入一个位于该管束冷凝器下部的卧式储罐。在罐中分离成两相：一相中主要包含水，待残余的烃移去后将其除去，另一相是烃相，富含苯乙烯，但仍包含未反应的乙苯和少量苯、甲苯和高沸点产物，称之为脱氢混合物。烃料流，以大约为58t/h的流速被泵送到后续由四个蒸馏塔组成的纯化区。苯和甲苯，形成副产物，在第一蒸馏塔中被分离出来，脱氢混合物从该塔的塔顶引入，引入压力为0.02MPa，温度大约为55℃。塔底产物在压力为0.03MPa，温度为约100℃的条件下引入第二蒸馏塔。

富含乙苯的料流从第二塔的塔顶分离出来，其操作压力为0.01MPa，温度为65℃，该料流在冷凝后被泵送到脱氢反应段。第二塔的塔釜残液，在大约90℃的温度下，引入第三蒸馏塔，大多数苯乙烯由该塔顶部获得，其纯度大于99.7％，而该塔釜残液被引入第四蒸馏塔，另一部分高纯度的苯乙烯在该塔的塔顶获得，从该塔的塔底获得高沸点产物料流具有少量残留的苯乙烯，其形成无用的副产品。

在上述装置中，用于冷凝来自脱氢反应段的流出物的冷凝器，其管内进行冷凝，管外是冷却液，其后有一个小的后冷凝器。这些条件在此后被称为“参照装置”。

如上所述，该冷凝器后来进行了改进，冷凝在一个独立的交换器壳内完成，气体从该壳的下部进入，并伴随着混合回流和平衡构造，在冷凝器中发生冷凝。该情形在下面被称为“改进装置”。

在下表中，出于本发明的目的，在改变脱氢反应催化剂后，随着反应时间的改变，对上述装置的各种功能参数在完成改进的前后进行了比较。参数比较如下：

1.冷凝塔入口处的压力，在乙苯脱氢反应段下游，步骤(d)在进入冷凝/分离区，步骤(e)，之前测量的以相对于原始数值的相关形式表示，也就是说，那些数据的测量是在用完全清洁的装置和新鲜催化剂的条件下进行的；

2.工厂的生产能力，测量制备出苯乙烯料流的流量，以相对于该原始类型的相关数值表示，也就是说，那些数据的测量是在用完全清洁的装置和新鲜催化剂的条件下进行的；

3.原料具体消耗量的变化，以生产1吨苯乙烯所需乙苯的质量(kg)来表示，通过计算离开乙苯制备段的料流流量(按kg/h计)与苯乙烯料流的流量(按t/h计)比来获得；表中的数值反应出每个操作月与初始值之间的差异，那就是说，那些数据的测量是在用完全清洁的装置和新鲜催化剂的条件下进行的；为了更好的理解这个参数，应该考虑到，它不仅受到压力的影响(压力越大，选择性越低，后续的乙苯比消耗量越大)，而且受到催化剂老化的影响，催化剂的老化降低了催化性能。催化剂的老化取决于催化剂在高温条件下使用的时间，以及与来自试剂料流的有毒物质接触的时间。

表

(*)该参照装置，配备了传统的冷凝器，为了清洁装置，在催化剂的有效寿命内中途停车。该装置停车持续大约10天，暗示了生产损失和额外成本花费，其包括停车损失和后来的催化剂再活化以及设备维修工作。

Claims (15)

1.制备和纯化乙烯基芳族单体的改进方法，其包括：

a)将由芳烃组成的料流与基本上由C₂-C₃烯烃组成的料流一起引入烷基化反应段；

b)将来自烷基化反应段的反应产物引入第一分离区；

c)从第一分离区中流出第一料流、第二料流、第三料流、和第四料流，第一料流由未反应的芳烃组成，将其循环用于烷基化反应段，第二料流基本上由单烷基化芳烃组成，第三料流基本上由二烷基化芳烃组成，将其送入烷基转移反应段，第四料流基本上由多烷基化芳烃的混合物组成；

d)将步骤(c)中的第二料流引入脱氢反应段；

e)将来自脱氢反应段的反应产物引入第二分离/纯化区，其包含至少一个蒸馏塔；

f)从上述的至少一个蒸馏塔的塔顶流出料流，其由纯度大于99.7重量％的乙烯基芳族单体组成，其中：

在通过热量回收进行第一次冷却后，气体离开脱氢反应步骤，将该气体喷淋水洗后，引入立式或卧式的管束式热交换器壳内，气体在其壳内冷凝，冷却液在管束式热交换器的管内流动；

气体从该热交换器的下部引入，冷凝得到的液体回流并离开热交换器，全部或者部分地，从热交换器壳的下部流出，并被引入第二分离/纯化区(e)；

可能存在的气体和未冷凝物质从热交换器上部离开壳。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，离开冷凝器的气体被引入另外的冷却步骤，其是在另外的立式或卧式的热交换器(后冷凝器)中进行的，其中，气体与该热交换器下部的管束接触，由此部分气体即上述的从热交换器壳上部引入的气体冷凝得到的液体，全部或部分从热交换器壳的下部流出并被引入(e)，可能存在的气体和未冷凝的物质从上述热交换器壳的上部离开热交换器的壳体。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，气体离开冷凝器，或后冷凝器，吸入压缩机，其增大气体压力并将气体送到一个或多个并联或串联的立式或卧式热交换器的壳进行进一步的冷却或冷凝，冷却液在所述一个或多个并联或串联的立式或卧式热交换器的管中流动，气体与热交换器下部的管束接触，由此部分气体即上述从热交换器壳上部引入的气体，冷凝得到的液体全部或部分从热交换器壳的下部流出并被引入(e)，可能存在的气体和未冷凝的物质从该热交换器壳的上部离开热交换器的壳。

4.根据权利要求1，2或3所述的方法，其中，引入烷基化反应段的芳烃由精炼级的苯组成，而烯烃料流由精炼级的乙烯或丙烯组成。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，烯烃料流由乙烯组成。

6.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，引入烷基化反应单元的芳烃料流与烯烃料流的芳烃/烯烃摩尔比为1.8-50。

7.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，烷基化反应是在催化剂的存在下进行的，该催化剂选自三氯化铝、合成和天然的基于硅和铝的多孔结晶固体，其中硅/铝的原子比为5/1-200/1，以及ZSM族的合成沸石，该沸石中硅/铝的原子比为20/1-200/1。

8.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，烷基化反应的温度为50-450℃。

9.根据权利要求5所述的方法，其中，催化剂由三氯化铝组成，温度为100-200℃。

10.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，烷基化反应的压力为0.3-6MPa。

11.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，离开烷基化反应器的芳烃料流被引入由一系列至少三个蒸馏塔组成的分离系统，该系统用于回收单烷基取代的芳族化合物，其被送入脱氢反应单元。

12.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，催化脱氢反应如下进行：在流化床反应器中，反应温度为450-700℃，反应压力为0.01-0.3MPa，在如下催化剂的存在下进行，催化剂选自下列负载在以0.05-5重量％的二氧化硅改性的氧化铝上的一种或多种金属：镓、铬、铁、锡、锰。

13.根据上述权利要求1-11中任一项的方法，其中，催化脱氢反应在固定床反应器中进行，反应温度为500-700℃，反应压力为0.02-0.15MPa，在基于氧化铁和碳酸钾的催化剂存在下反应。

14.根据上述权利要求中任一项所述的方法，其中，根据待纯化单体的流量，第二分离/纯化区包含3个或4个串联的蒸馏塔。

15.根据权利要求1，2或3的方法，其中，热交换器是卧式的，冷却液是水。