CN1019007B - 烷基苯的制造 - Google Patents

Abstract

制造烷基苯的方法，其中新鲜苯、循环苯和新鲜烯烃的进料在烷基化反应器中，烷基化催化剂存在下进行反应，烷基化反应器至少有两个反应级，面且每个反应级都是绝热的。在烷基化反应器的每个反应级中，烯烃几乎都完全反应。新鲜的烯烃送入烷基反应器的每个反应级。本方法产生的最佳的烷基苯是乙苯和异丙苯。

Description

本发明涉及烷基苯的制造，制造方法是在烷基化催化剂存在下使苯和烯烃反应。具体地，本发明涉及乙苯和异丙苯的制造，方法是在多级烷基化反应器中，在有烷基化催化剂存在下，使苯和乙烯或丙烯进行反应。

现有技术已经知道，在烷基化催化剂，例如沸石催化剂存在下，使烯烃和苯进行反应。在通常的方法中，烯烃和苯通过入口送入含有烷基化催化剂的烷基化反应器中。流出物引入分离段和回收段，使苯、所需要的烷基苯产品（一般是单烷基苯）、多烷基苯、所谓的重尾馏份，特别是二苯烷烃得以回收。可以将多烷基苯引入烷基转移反应器中，以便转化为更多所需的单烷基苯。苯可以送入烷基转移反应器中，或再循环到烷基化反应器，以便转化为烷基苯。

根据本发明的一种实施方案，在烷基化催化剂存在下使苯烷基化，方法是将新鲜苯和再循环苯的混合物引入至少有两个反应级的烷基化反应器中，而新鲜烯烃进料送入所述烷基化反应器的每一级。烷基化反应器每一级的温升最好是不高于100°F，更好是不高于75°F。在一优选的实施例中，每一个反应级都是绝热的，也就是说，不给烷基化反应器的每一级和烷基化过程以外部的加热或冷却。在另一实施例中，所述反应级的每一级出口温度不超过前一反应级的出口温度。最好是，每一级的温度条件都保持相同。最好，在烷基化反应器的每一反应级中烯烃都几乎全部与苯起反应。虽然如果需要的话，苯可以引入每一个烷基化反应级，但是烷基化所需的苯几乎全部是引入第一烷 基化反应级。因为烷基化是放热反应，流出物最好在各个反应级之间进行冷却，以便在每一个反应级中都保持同样的温度条件。

在制造烷基苯时，苯对烷基的总比值是大约2∶1到15∶1，最好是大约3∶1到10∶1。

本发明的另一实施方案中，用烯烃使苯烷基化，烷基化反应器的流出物与再循环的多烷基苯合并，一道引入烷基转移反应器中。

在烷基转移反应器中，苯基对烷基之比是2-50，最好是4-25。

根据本发明的另一个实施方案，在制造异丙苯时，从烷基化流出物中回收二烷基苯和二烷基苯与三烷基苯的混合物，同时二烷基苯再循环到烷基化反应器，和二烷基苯与三烷基苯的混合物引入烷基转移反应器以产生附加的异丙苯。在本实施方案中，引入烷基化反应器的二烷基苯基本上是没有三烷基苯的。

根据本发明的又一个实施方案，提供了自烷基化流出物中回收各种产物的工艺流程，该流程包括了回收未反应苯的苯塔、回收烷基化产品的单烷基苯塔，以及该工艺流程还可进一步包括使多烷基苯与更重的产物相分离的多烷基苯塔。根据这种方案的一种情况，一部分单烷基苯塔的塔底馏分送往汽提塔，使多烷基苯从塔底馏分中汽提出来，而剩下包括二苯烷烃的重物质。大部分单烷基苯塔的塔底馏分被引入烷基转移反应器。如下所述，为了使二苯烷烃转化为多烷基苯、单烷基苯和苯，可以使重物质进行反应。另一种情况是，大部分单烷基苯塔的塔底馏分可以引入烷基转移反应器，余下部分如下所述，直接引入二苯烷烃转化器中。在这种情况下，可除去二烷基苯塔。

根据本发明的又一个实施方案，过程中产生的重物质（二苯烷烃） 可使用烷基化催化剂（特别是沸石催化剂）转化为多烷基苯、单烷基苯和苯。多烷基苯塔的塔底馏分（如果应用的话）或一部分单烷基苯塔的塔底馏分可以用作二苯烷烃转化器的进料。二苯烷烃的转化可以在另一个反应器中完成，也可以与不同组分的回收一同完成。例如，在蒸发器或汽提塔中使用沸石烷基化催化剂来回收不同的组分。二苯烷烃化产生的反应流出物进行合适的回收处理，以便分离和回收这种流出物中的各种组分。二苯烷烃转化的是：温度约为350°-800°F，最好约为450°-700°F，停留时间约为5-80分钟，最好约为10-60分钟。

本发明之方法所制造的理想的烷基苯是异丙苯和乙苯。异丙苯是当烷基化反应器的原料为苯和丙烯时产生的，而乙苯是当烷基化反应器的原料为苯和乙烯时产生的。本发明方法所使用的较好的蒸馏设备包括：闪蒸塔、苯塔、乙苯塔或异丙苯塔，和/或多烷基苯塔。从苯塔可再循环一部分苯到烷基化反应器，而从多烷基苯塔可以回收二异丙苯、三异丙基或多乙苯。本发明的方法所产生的重尾馏分包括：二苯丙烷和二苯乙烷。在制造异丙苯时，烷基化反应器和烷基转移反应器的流出物，在蒸馏之前可以通过脱丙烷塔。在制造乙苯时，烷基化反应器和烷基转移反应器的流出物，在进入蒸馏设备之前可以通过芳族回收塔和/或闪蒸塔。

在烷基化反应器的各级进口引入烯烃进行分级的烷基化反应，能够避免温度过高，能够降低苯对烯烃的总比，同时又能维持各级的足够高的比值，因而得以降低各级的温升，由此也提高了催化剂的选择性和延长了催化剂的寿命。较低的温度在沸石催化剂存在下，能够维持液相，因而在沸石催化剂必须再生之前，将会延长催化剂的工作时 间。这种分级进行烷基化反应，也有助于增加所需烷基苯产品的产率，并降低苯再循环的速度。

因此在较有利的情况下，是调整反应级数和各级引入的烯烃量来限制如前所述的各级的温升。每一级中苯对烯烃的比越高，则每级的温升就越低。

烷基化反应区的每一绝热级的烷基化条件如下：

表1

一般范围    优选范围

出口温度，°F    150-900    200-600

压力，磅/吋²（表压） 150-2000 250-1000

总的液时空速    2-1000    4-100

在制造异丙苯时，苯对丙烯的总比（包括异丙基）约为2∶1-10∶1，最好至少约为3∶1。在制造乙苯时，苯与乙烯基总摩尔比约为2∶1-15∶1，最好约为3∶1-10∶1。

现在将参照附图来说明本发明，附图中：

图1是根据本发明制造异丙苯的一个实施方案的设备流程示意图;

图2是根据本发明的一个实施方案说明应用“整体”（“integral”）烷基转移反应器的流程示意图;

图3是二异丙苯塔的示意图，塔中一部分二异丙苯送往烷基化反应器;

图4是异丙苯塔塔底馏分的汽提塔的示意图;

图5是二苯丙烷转化塔的示意图，此转化塔将异丙苯塔塔底馏分的进料进行转化;

图6是根据本发明制造乙苯的一个实施方案的设备流程示意图;

图7是根据本发明制造乙苯时所应用的“整体”烷基转移反应器的流程示意图;

图8是乙苯塔塔底馏分汽提塔的示意图;

图9是二苯乙烷转化塔的示意图，转化塔使乙苯塔塔底馏分或汽提乙苯塔塔底馏分的清扫流发生转化。

现在参照附图，在制造异丙苯时，新鲜的和再循环苯的混合物，与新鲜丙烯经图1所示的管线11送入烷基化反应器10的进口。管线12的丙烯在进入烷基化反应器10之前，与管线11的苯汇合。烷基化反应器最好有2-4个反应级。为了便于说明，烷基化反应器10有两个反应级14和16。在14和16这两个反应级中，装有烷基化催化剂。本发明可能使用的催化剂的优选例子有：沸石X，沸石Y，沸石L，沸石β，ZSM-5，Ω结晶沸石，丝光沸石，菱沸石等等。除了经管线11送入烷基化反应器10的反应级14以外，新鲜的丙烯也经管线13和15送入烷基化反应器10的反应级16。反应条件与表1所列相同。经管线11和15送入烷基化反应器10的几乎全部丙烯都分别在反应级14和16中与苯发生了反应。

在反应级14和16中，进行绝热反应最好。反应级14和16每级的温升不大于100°F，最好不大于75°F，这样的条件也是较好的。进料丙烯的浓度可以低至50%（体积），但是其他烯烃的存在会引起不需要的烷基苯产物的形成，这种产物有可能降低异丙苯的纯度。在烷基化反应器10的反应级14和16中也可能出现很低程度的烷基转移化反应。全部苯都引入反应级14，因而引入反应级14的几乎全部丙烯，在反应级14的流出物进入反应级16之前，就都与苯进行了反应。反应级14的流出物在与管线13中的丙烯合 并之前，在热交换器10A中冷却。如上所述，在优选的实施例中，冷却要能保证反应级16与反应级14有同样的温度条件。

烷基化反应器10的第二反应级16的流出物进入蒸馏装置，此蒸馏装置回收丙烷、再循环苯、异丙苯产品、二异丙苯、三异丙苯和称之为含有二苯丙烷的重尾馏分的塔底产物。烷基化反应器10的流出物经管线17送往闪蒸塔23。苯和较重的芳族化合物经管线24送往苯塔20。

丙烷和一部分苯作为塔顶馏出物从闪蒸塔23中导出，经管线19送往脱丙烷塔18。丙烷经管线21蒸出，苯经管线22和27向烷基化反应器10再循环。另一种方案烷基化反应器10的流出物也可径直送往脱丙烷塔18。丙烷通过管线21蒸出，而苯和作为塔底馏分回收的重芳族化合物经管线22′送往苯塔20。经管线25a从苯塔20中导出的苯塔塔顶馏出物作为再循环苯经管线25b、26和27送回烷基化反应器10。苯塔20塔底流出物经管线28、29和30送往异丙苯塔32，在异丙苯塔32中，异丙苯产品经管线31蒸出。异丙苯塔32塔底馏分经管线33、34和35送往二异丙苯（DIPB）塔36，使二异丙苯和三异丙苯作为塔顶馏出物分离出来。称之为重尾馏分，特别是二苯丙烷，经管线37从二异丙苯塔36中导出的。

如果一部分异丙苯塔的塔底馏分不送往二苯丙烷转化塔66，则可利用DIPB塔36。异丙苯塔的塔底馏分经管线35引入DIPB塔36。塔顶馏出物引入下述的烷基转移反应器42。重尾馏分经管线37导出，送往二苯丙烷转化塔66。未转化的重尾馏分经管线67从二苯丙烷转化塔66中导出，较轻的芳族化合物经管线68导出， 再返回苯塔20，或返回二异丙苯塔36以便进一步蒸馏或处理。经管线37引入二苯丙烷转化塔66的重尾馏分，它的催化转化条件与如果引入异丙苯塔塔底馏分的转化条件相同。二苯丙烷转化塔也可以作蒸发器用。

主要含有二异丙苯（DIPB）和三异丙苯（TIPB）的二异丙苯塔36的塔顶馏出物，经管线38、39和41送往烷基转移反应器42。管线40中从苯塔20回收得到的过量再循环苯也送往烷基转移反应器42。再循环苯从管线26至管线27中分出，送入管线41中，与DIPB和TIPB混合。苯、DIPB和TIPB然后进入烷基转移反应器42中。烷基转移反应器42装有的催化剂与烷基化反应器10所装的催化剂可以类型相同。

烷基转移条件如下：    一般范围    优选范围

温度，°F    150-2000    250-1000

压力，磅/吋²（表压） 150-900 300-550

总的液时空速    1-1000    2-100

苯对烷基比值    2-50    4-25

烷基转移反应器42中所发生的反应是有限度的平衡反应。烷基转移反应器42是等温操作的，因为几乎没有反应热的产生。烷基转移反应器42中发生的反应如下：

苯+DIPB    2异丙苯

异丙苯+TIPB    2二异丙苯

需要苯过量来维持催化剂活性和使这些反应的平衡向着异丙苯方向移动，因此获得了较高的二异丙苯和三异丙苯的转化率。

烷基转移反应器的流出物经管线43、44和45送往苯塔20， 因为流出物不含丙烷。流出物然后在上述的苯塔20、异丙苯塔32和二异丙苯塔36中进行蒸馏。

烷基转移反应器的流出物从管线45分出，经管线46、47和48送往闪蒸塔50。闪蒸塔50闪蒸苯，苯经管线51、52、53和54送往管线26进行再循环，而残余的闪蒸塔流出物经管线49送往苯塔20。

本发明的另一实施方案叙述了如图2所示的“整体”（integral）烷基转移反应器的应用。在本方案中新鲜苯和循环苯、新鲜的丙烯进料都以与图1所示的相同方法引入烷基化反应器10中。在本实施方案中，烷基化反应器10的流出物经管线17送往烷基转移反应器42，而不是送往由闪蒸塔和脱丙烷塔开始的蒸馏设备。在烷基化催化剂存在下，在烷基转移反应器中进行烷基转移反应。烷基转移反应器42的流出物然后送往蒸馏和回收装置（例如根据图1所述的装置），以回收异丙苯、苯、丙烷、二异丙苯、三异丙苯和重尾馏分。丙烷经管线21回收，苯经管线25回收，异丙苯经管线31回收，重尾馏分经管线37回收。二异丙苯和三异丙苯经管线38、39和41′导出。管线41′将二异丙苯和三异丙苯送往管线17，在管线17中二异丙苯和三异丙苯与烷基化反应器10的流出物合并。在本方案中，再循环的苯不与引入烷基转移反应器42的二异丙苯和三异丙苯混合。结果苯的再循环量减少。

在图1和图2所示的改进流程中，操作二异丙苯塔（图3），以回收塔顶馏出物的二异丙苯（经管线58），和侧线馏分二异丙苯与三异丙苯的混合物（经管线38）。异丙苯塔塔底馏分经管线35引入二异丙苯塔36中。重尾馏分经管线37导出。塔顶馏出物二异丙 苯经管线58从二异丙苯塔36中导出，直接引入烷基化反应器10中。这样，一部分二异丙苯不送往烷基转移反应器，而是径直送往烷基化反应器10。其余的二异丙苯和三异丙苯经管线38从二异丙苯塔36中导出，引入上述的烷基转移反应器42。在这种流程中，苯的再循环量增加，超过了图2所示的“整体”烷基转移反应法的再循环量，但是产率损失下降，催化剂的活性也维持在所需要的反应速度。图4和图5表示了回收和转化异丙苯塔塔底馏分的另两种流程。在图4中，管线35′中大部分的异丙苯塔塔底馏分经管线62和64直接送往烷基转移反应器42。余下的异丙苯塔塔底馏分经管线35′送往汽提塔60，从重尾馏分中汽提出多烷基苯。经管线61导出重尾馏分。汽提塔60的塔顶馏出物经管线63和64导出，送往烷基转移反应器42。虽然画出了汽提塔，但是还可以使用蒸发器或其他的设备。在本实施方案中，没有二异丙苯塔。

在图5中，管线35中一部分异丙苯塔的塔底馏分经管线62和64送往烷基转移反应器42。另一部分异丙苯塔的塔底馏分经管线35″送往二苯丙烷转化塔66。在本实施方案中，没有二异丙苯塔。二苯丙烷转化塔66中装有沸石烷基化催化剂，这种催化剂能使大部分管线35″中的异丙苯塔塔底馏分转化为较轻的芳族化合物，例如苯、二异丙苯和三异丙苯。未转化的重尾馏分经管线67导出，而较轻的芳族化合物经管线68导出，最后返回苯塔20。二苯丙烷转化塔66内催化转化条件是温度约为350°-800°F，最好约为450°-700°F，停留时间约为5-80分钟，最好约为10-60分钟。一个实施例中的二苯丙烷转化塔可以用作蒸发器。

图6示出了制造乙苯所应用的本发明方法的一个流程。新鲜的和 再循环的苯经管线111送入烷基化反应器110。烷基化反应器110可以有1-4个反应级。为便于说明，烷基化反应器110具有114和116两个反应级。新鲜的乙烯经过管线112和111而进入烷基化反应器110的反应级114，也经过管线113和115而进入烷基化反应器110的反应级116。反应级114和116都有烷基化催化剂。通过每级的反应混合物的温升不超过100°F，最好不超过75°F;但是两反应级间的冷却应保证每级出口的最高温度大致相等。在烷基化反应器110的每一级，乙烯几乎完全与苯进行了反应。乙烯加入的分级反应和冷却可以提高产率，延长催化剂的寿命。为了改进催化剂的选择性和延长催化剂的寿命，当各级的苯与烯烃之比维持足够高的数值，以致降低了各级温升的时候，则苯与烯烃之总比减小。

原料乙烯的浓度可以低至约30%，可是高烯烃的存在会引起诸如异丙苯这样的副产物的产生，这种副产物很难与所需的乙苯产物分离。

惰性气体，例如甲烷、乙烷和某些芳族化合物经管线117离开烷基化反应器110而进入芳族化合物的回收区70。惰性气体经管线69导出。芳族化合物经管线71、72、80和81导出，并送往苯塔120，在苯塔中，这些芳族化合物将被蒸馏。

液相经管线73和74从烷基化反应器110导出，送往苯塔120或选加的闪蒸塔76。闪蒸塔76如果使用的话，则能蒸出大量的苯。闪蒸塔76的塔底馏分经管线80和81导出，送往苯塔120，而闪蒸塔塔顶馏出物经管线75、77、78和79送入管线126，在管线126中，此塔顶馏出物与蒸馏苯混合，在管线 126和127中形成再循环的苯流。管线127将再循环苯输送到与烷基化反应器110相通的管线111。

蒸馏苯经管线124、125和126导出，然后送往管线127作为再循环的苯流。苯塔120的塔底馏分经管线128导出，经管线129和130送往乙苯塔82。乙苯经管线83从乙苯塔82导出，而乙苯塔的塔底馏分经管线84导出，经管线85和86送往多乙苯（PEB）塔88。PEB经管线89从PEB塔88导出，由管线90和91进行输送。然后PEB与管线140而来的苯流汇合，该苯流是从管线126分出的，并经管线141送往烷基转移反应器142。在烷基转移反应器142中，PEB和苯在催化剂存在下进行反应，形成乙苯。烷基转移反应器142等温操作，因为实质上没有反应热生成。反应也是有限度平衡的。平衡反应如下：

苯+二乙苯    2乙苯

乙苯+三乙苯    2二乙苯

需要苯过量来保持催化剂活性和使平衡向着乙苯方向移动，因此二乙苯和三乙苯获得了很高的转化率。烷基转移反应流出物经管线143、144、145和92进行输送，然后与管线74中的烷基化反应器流出物汇合，并送往闪蒸塔76，因而完成了蒸馏系统的再循环。另外，也可以通过苯塔120另外处理烷基转移反应器流出物。此外，有些二乙苯可以送入烷基化反应器110，在此反应器中，在级114和级116的一级或两级反应级中，使烷基化转移反应进行到某种程度。

含有四乙苯、二苯乙烷和其他高沸点芳族化合物的PEB塔塔底馏分经管线87从PEB塔88中导出，经管线93和94送往二苯 乙烷（DPE）转化器96，在转化器中，PEB塔塔底馏分在沸石存在下，转化为苯、乙苯、二乙苯以及少量的高沸点芳族化合物。DPE转化器96中的催化转化条件是：温度约为350°-800°F最好是约为450°-700°F，停留时间是约为5-80分钟，最好是约为10-60分钟。重尾馏分经管线95从DPE转化器96中导出。而较轻的芳族化合物经管线97导出。一部分较轻的芳族化合物经管线140、141送往烷基转移反应器142。另一部分经管线98、99和81送往苯塔120。

在图7所示的又一个实施例中，PEB塔88的塔顶馏出物经管线89、90、91和141′取出，送往管线117，在送往所谓的“整体”烷基转移反应器142之前，在管线117中，PEB塔的塔顶馏出物与管线117的来自烷基化反应器110的流出物相混合。在催化剂存在下，进行烷基转移化反应。然后烷基转移反应器142的流出物经管线100、101和102导出，送往以苯塔120开始的蒸馏设备。应用“整体”烷基转移反应器降低了苯的再循环量。

图8和图9给出了转化乙苯塔塔底馏分的另外的实施例。在图8中，乙苯塔塔底馏分的部分清扫流经管线86′送往汽提塔88′，以便除去重尾馏分，而大部分的清扫流经管线103送入管线141，乙苯塔塔底馏分的绝大部分都是由管线103输送的，乙苯塔塔底馏分经管线141送往烷基转移反应器142。由汽提塔回收得到的重尾馏分经管87′引入二苯烷转化器。

在图9中，乙苯塔塔底馏分经管线86″直接送往DPE转化器96，或者送往汽提塔88′的汽提过的乙苯塔塔底馏分清扫流经管 线87′送入DPE转化器96。在DPE转化器直接加入乙苯塔塔底馏分或乙苯塔塔底馏分的清扫流时，DPE转化器96起着蒸发器的作用。如果DPE转化器直接加入乙苯塔塔底馏分或清扫流，可以省去PEB塔。在上述的DPE转化条件下，在有沸石催化剂存在的情况下;进行转化。重尾馏分经管线95导出，塔顶轻芳族馏分流出物经管线97导出，送往烷基转移反应器142或苯塔120。

应该理解，本发明的范围并不限于上述几个特定的实施方案。虽然本发明的各个方法会因情况不同而有所变化，但仍在附加权利要求的范围内。

Claims (19)

1、在沸石烷基化催化剂存在下苯的液相烷基化的方法，此方法包括：

将苯引入烷基化反应器中，烷基化反应器只有两个反应级，每一级都装有沸石烷基化催化剂，烷基化所需要的几乎全部的苯引入第一级，新鲜烯烃进料引入烷基化反应器两个反应级的每一级，在烷基化反应器的每一反应级中烯烃与苯几乎完全反应，在两个反应级中的烷基化反应是在苯对烯烃的总比约为2∶1-15∶1下进行，和从第二级回收净产品，这样烷基化所需要的几乎全部烯烃就被引入两个反应级中。

2、根据权利要求1的方法，其特征在于两个反应级的每一级都是绝热的。

3、根据权利要求2的方法，其特征在于在两个反应级的每一级的烷基化反应条件是：温度约为150°F-900°F和压力约为150-2000磅/英寸（表压）。

4、根据权利要求3的方法，其特征在于在两个反应级的每一级的烷基化反应条件是：温度约为200°F-600°F和压力约为250-1000磅/英寸（表压）。

5、根据权利要求1的方法，其特征在于烷基化反应器的每一级的温度条件基本保持相同。

6、根据权利要求1的方法，其特征在于烷基化反应器的每一级的温升不超过100°F。

7、根据权利要求6的方法，其特征在于烷基化反应器的每一级的温升不超过75°F。

8、根据权利要求6的方法，其特征在于烷基化反应器在每一级的级间进行冷却。

9、根据权利要求1的方法，其特征在于苯和烯烃在烷基化反应器中反应生成含有单烷基苯和多烷基苯的烷基化流出物，和此方法还包括：

不进行产物的预分离而直接将烷基化流出物和再循环的多烷基苯引入烷基转移反应区，使多烷基苯转化为单烷基苯，和生成含有单烷基苯和多烷基苯的烷基转移流出物;和

从烷基转移流出物中回收单烷基苯产品和再循环的多烷基苯。

10、根据权利要求1的方法，其特征在于烯烃是丙烯，和苯与丙烯在烷基化反应器中进行烷基化，生成含有异丙苯、二异丙苯和三异丙苯的烷基化流出物，和此方法还包括：

从烷基化流出物中分离和回收二异丙苯及二异丙苯和三异丙苯的混合物;

将二异丙苯引入烷基化反应器，和

使所述混合物发生烷基转移，生成异丙苯。

11、根据权利要求1的方法，其特征在于烷基化反应器中苯与烯烃反应生成含有单烷基苯、多烷基苯和二苯烷的烷基化流出物，和此方法还包括：

所述的流出物通过包含单烷基苯塔的分离和回收区，以便从含有多烷基苯和二苯烷的塔底馏分中分离出单烷基苯;

将第一份塔底馏分通入烷基转移反应器;

将第二份塔底馏分进行汽提，以使多烷基苯从含有二苯烷的重组分中分离出来;和

分出的多烷基苯送往烷基转移反应器。

12、根据权利要求1的方法，其特征在于苯和烯烃在烷基化反应器中反应生成含有单烷基苯产物和二苯烷副产物的流出物，此方法还包括：

二苯烷副产物与沸石催化剂接触，生成含有苯和烷基苯的流出物。

13、根据权利要求12的方法，其特征在于在一部分从回收单烷基苯的蒸馏塔回收到的塔底馏分中含有二苯烷副产物。

14、根据权利要求12的方法，其特征在于在一部分从回收多烷基苯的蒸馏塔回收到的塔底馏分中含有二苯烷副产物。

15、根据权利要求12的方法，其特征在于所述的至少一种二苯烷是选自二苯乙烷或二苯丙烷。

16、根据权利要求12的方法，其特征在于所述二苯烷与催化剂在温度约为350°-800°F下接触。

17、根据权利要求16的方法，其特征在于接触温度是约为450-700°F。

18、根据权利要求11的方法，其特征在于为使二苯烷转化为苯和烷基苯，重组分与沸石催化剂在温度约为350°-800°F下接触。

19、根据权利要求12的方法，其特征在于所述二苯烷副产物不含二异丙苯和三异丙苯。

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