CN1756727B - 制备烷基芳香烃的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了制备烷基芳香烃化合物的方法，该方法包括在吸收带中将稀释的烯烃进料与含有芳族化合物和烷基芳香烃化合物的贫油流接触提供含有芳族化合物，烷基芳香烃化合物以及烯烃的烷基化反应流。在烷基化反应条件下在烷基化反应带中反应烷基化反应流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烃化合物的流出物。将上述步骤的流出物分离成再循环到吸收带的贫油流以及产物部分，从中回收烷基芳香烃产物。

Description

制备烷基芳香烃的方法

技术领域

本发明涉及从烯烃和芳香烃制备烷基芳香烃的烷基化过程，尤其是涉及通过乙烯和苯在沸石催化剂存在的条件下制备乙基苯。

发明背景

通过苯与烯烃的烷基化作用制备烷基苯的多种方法是本领域已知的。最普通使用的烯烃是乙烯和丙烯。苯与乙烯的烷基化作用产生乙基苯。苯与丙烯的烷基化作用产生异丙基苯。

烷基苯，诸如乙基苯和异丙基苯(枯烯)是重要的化工原料。尤其是，乙基苯普通用于制备苯乙烯，其可以聚合产生聚苯乙烯，并且异丙基苯可用作高辛烷值燃料的添加剂。或用于制备苯酚以及丙酮。

多种制备烷基苯，包括乙基苯的方法是众所周知的，可通过如下所述的苯与乙烯的烷基化作用制备：

C₆H₆+C₂H₄→C₆H₅C₂H₅

连续烷基化通常被用于制备二乙苯及其它更高程度乙基化的苯。下列反应是典型的：

C₆H₅C₂H₅+C₂H₄→C₆H₄(C₂H₅)₂

其它的偶联反应较低程度地发生，产生诸如丁基苯，二苯基乙烷的物质以及高沸点化合物。可以蒸馏混合物回收乙基苯，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进行烷基转移形成其它的乙基苯。涉及烷基化反应的方法公开在Sardina等人的美国专利5,003,119中，其在此处引入作为参考。

例如，烷基化反应可以发生在单个固定床反应器中，并且可以绝热发生，即在足以维持反应器内容物在液相的工作压力下于沸石催化剂上，没有供应外部加热或冷却。在液相中进行反应比在气相中更有效并且需要较少的催化剂。反应可以用串联多成分催化剂床进行，例如，苯可以进料给第一催化剂床并且乙烯可以分别进料给每一催化剂床。可以使用这种多阶段注入乙烯，因为其在催化剂床中提供高局部苯和乙烯的比率用于改进产物选择性，纯度以及延伸催化剂的作用时间。可以调节反应器的设计参数确保每一催化剂床的最适温度分布，引起催化剂工作时间延长并且使副产品最少化。

虽然高纯度乙烯是制备烷基芳香烃理想的，但是其比用稀释的乙烯进行制备更昂贵。稀释来源的乙烯较容易获得，并且烷化器可以多种方式成形从而优化通过进料不同浓度乙烯制备烷基芳香烃。然而，以低于约70mol％的乙烯浓度进料乙烯不适合于制备烷基芳香烃因为在进料中的非-乙烯组分在适当的压力，通常小于1500psig下不溶于烷化器。这导致烷化器在气相操作，效率较低并且消耗比液相烷基化反应更多的催化剂。甚至包括高于70mol％乙烯浓度的乙烯进料如果也包括大量的惰性低分子量杂质(其不与催化剂反应但是具有相对低的沸点)不适于制备烷基芳香烃，所述低分子量杂质为例如，氢气，甲烷，乙烷，氮气，二氧化碳，一氧化碳以及较不普遍的丁烷以及戊烷。约5mol％或更高量的氢气，甲烷，氮气，二氧化碳和/或一氧化碳尤其有问题，因为这些低沸点的低分子量杂质使它们尤其难以溶于烷化器。

因此，需要有效烷基化芳香烃，诸如苯形成烷基芳香烃诸如乙基苯的方法。此外需要利用稀释来源的烯烃，诸如乙烯使烯烃浪费最小化并且在烷基化反应期间降低催化剂消耗量的方法。

发明概述

本发明提供了制备烷基芳香烃化合物的方法。该方法包括(a)在吸收带中将稀释的烯烃进料与含有芳族化合物和烷基芳香烃化合物的贫油流接触提供含有芳族化合物，烷基芳香烃化合物以及烯烃的烷基化反应流；(b)在烷基化反应条件下在烷基化反应带中反应步骤(a)的烷基化反应流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烃化合物的流出物；(c)将步骤(b)的流出物分离成再循环到步骤(a)的吸收带的贫油流以及产物部分；以及(d)从步骤(c)的产物部分回收烷基芳香烃产物。

本发明通过从相对稀释来源的烯烃与芳香烃反应高效制备烷基芳香烃改进了已知的方法。

附图说明

图1是制备烷基芳香烃优选流程的图解流程图。

优选实施方案的详细描述

本发明适合于极端宽域乙烯进料浓度，从约95mol％或更高的乙烯浓度到低到约3mol％的乙烯浓度的进料浓度的应用。本发明也适用于利用包括大量低分子量杂质的乙烯进料的应用。因此，本发明尤其适用于含有约70mol％或更少的乙烯，或约5mol％或更高浓度的低分子量杂质，或二者的乙烯进料，即进料通常不适合于已知的烷基化过程的情况。

在本发明优选的方法中，烷基芳香烃，诸如乙基苯可以通过如下过程制备：将来诸如来自蒸汽裂化器，催化裂化器，FCC(流化催化裂化)设备，精炼厂，焦化装置或其它来源的乙烯蒸汽进料(例如，3-95mol％)进料给吸收器并且与吸收大部分乙烯的化学流接触，分离氢气及其它惰性的低分子量杂质，诸如，例如甲烷，乙烷，氮气，二氧化碳以及一氧化碳，以及较不普遍的丁烷以及戊烷用于转移至通气洗涤器，然后将吸收的乙烯运输到在其中与苯反应的烷化器。

参考图1，乙烯原料通过管线102进料至通风吸收器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“贫”油流(即，基本上不含乙烯的流)中。

吸收器可以是塔盘或填充式吸收器或填充塔塔盘的组合吸收器，并且可以在约6℃至约100℃的优选温度下，更优选在约10℃-20℃之间；以及约0-50bar的优选压力，更优选约10-30bar之间的压力下进行操作。吸收器以蒸汽连续式(即气相)操作，并且可以具有从5到150个蒸馏塔盘。选用的塔盘数目通常为40。蒸馏塔盘可以是阀门，筛子，多降流管或其它的类型。在吸收器具有和本发明实施例类似的高积液情况下多降流管塔盘是优选的。吸收器的积液通常为从每平方英尺10到60加仑，优选地约45加仑每平方英尺。吸收器还可以设计有随机的或者规整的填料。由填料提供的蒸馏级可以为从4至75，优选地15。吸收器104具有包括优选在1.1和1.75之间的射流溢出安全系数，更优选的约1.35的射流溢出安全系数的工作参数。吸收器104对于这种系统具有约0.5至约1.0之间的系统系数，优选地约0.85。吸收器利用标准的炭素钢制成。不需要使用合金诸如不锈钢。吸收器塔盘是还可以由碳或者不锈钢制成。如果使用填料，可以是碳或者不锈钢。

可以包括一或多种惰性低分子量杂质和/或其他杂质，例如氢气，氮气，甲烷，乙烷，丙烷，二氧化碳，一氧化碳，丁烷，戊烷，己烷，水，非-芳香烃，苯，甲苯，乙基苯和一或多种聚乙基苯(PEBs)，诸如二乙基苯，三乙基苯等的蒸汽通过管线106输送至通气洗涤器108，其中主要为苯和PEB的芳香烃在与PEB流接触期间回收并且通过管线110输送至烷基转移器112。

通气洗涤器可以是塔盘或填料通气洗涤器，并且可以在约6℃至约125℃，更优选约10℃-40℃之间的优选温度；以及约0-50bar，更优选地约10-30bar之间的压力下进行操作。通气洗涤器以蒸汽连续式操作。通气洗涤器可以具有5到100个蒸馏塔盘。选用的塔盘数目通常为20。蒸馏塔盘的类型可以是阀门，筛子，多降流管或其它的类型。优选的塔盘类型是阀门。通气洗涤器的积液通常为从每平方英尺约0.1到约5加仑。优选的积液为每平方英尺约0.5加仑。通气洗涤器还可以设计有随机填料，例如，诸如鲍尔环填料或IMTP填料(Koch Engineering Co.Inc.，Wichita，KS)的乱堆填料或者规整填料。由填料提供的蒸馏级的数目可以为4至75。优选的级数通常为10。优选的工作参数包括约1.1以及约1.75之间，更优选地约1.25的射流溢出安全系数。该系统的系统系数可以从约0.5至约1.0，并且优选地为约1.0。通气洗涤器利用标准的炭素钢制成。不需要使用合金诸如不锈钢。通气洗涤器塔盘可以由碳或者不锈钢构建。当使用填料时，可以是碳或者不锈钢。

通常，氢气，甲烷，乙烷，水以及少量的C₆非-芳香烃以及苯由通气洗涤器108通过线路130流出。没有吸收到吸收器104中贫油流中的乙烯，优选小于被输送入吸收器乙烯的0.1mol％，也通过塔顶蒸汽中的管线106流出吸收器并且非常少量的可以回收在通气洗涤器108中。

来自吸收器104的流出物，含相对高水平乙烯的“富”油通常含有约60wt％至约90wt％，优选地约80wt％的苯；约5wt％到约40wt％，优选地约15wt％的乙基苯；以及约0.1wt％至约5wt％，优选地至少约1wt％的乙烯，在某种程度上取决于乙烯来源的纯度；并且通常为少许二乙基苯，乙烷，甲烷以及氢气。富油通过管线116流出吸收器，在管线116中靠着烷化器进料/流出物交换器118中管线124中的贫油流然后在进入烷化器反应器122之前通过烷化器加热器120进行加热。富油流在交换器118中通过冷却从约200℃-250℃到约20℃-100℃的贫油流，从约10℃-100℃的入口温度加热至约100℃-250℃的出口温度。这些温度可以改变以本领域公知的方式优化能量平衡。例如，大交换器可被用于在流之间传递大量的热从而节省能源成本，或者可以完全地除去交换器从而在能量相对便宜的情况下节省设备投资。烷化器加热器120在约175℃至约250℃的温度下操作。

烷化器122优选地是含有至少一种疏松的催化剂诸如沸石，例如，沸石BEA(β)沸石MWW，沸石Y，发光沸石催化剂，MFI催化剂，八面沸石催化剂；或者任一其它适于液相烷基化的分子筛催化剂或者上述催化剂的任意组合的床的固定床反应器。优选沸石BEA。反应器以绝热，充液，单相的方式操作。烷化器可以是上-流或者下-流反应器。下流是优选的构造。烷化器122优选在约150-300℃，更优选地从约180-250℃的温度下；约150-2,000psig，更优选地约300-1000psig的压力下操作；具有约2-1,000，更优选地约4-100的典型液时空速(LHSV)。芳香烃与烯烃比率通常为从约1.0至约10，优选地约1.5到约3.5。烷化器122可在液相中操作，因为富油含有极少的氢气或者其他的惰性低分子量杂质，例如，甲烷，乙烷，二氧化碳，一氧化碳，氮气等等，因为它们如上所述在吸收器104中分离并且通过管线106中的塔顶蒸汽输送至通气洗涤器108。移去吸收器104的这些气体是很重要的，因为它降低了烷化器122中所需的压力，从而使反应在液相中进行，并且通常更希望液相烷基化因为它更有效并且比气相反应需要相对少的催化剂。优选地，烷化器122中苯基(即，苯)与乙基比率在约1.5至1之间，以及约10至1之间，更优选地约2.75至1，其将产生优良的催化剂选择性，即高产率以及稳定性。可以向烷基化操作中添加水改进产率。水浓度维持在0ppm至约1500ppm之间，约500ppm是优选的。该反应中乙烯的转化基本上是完全的。

如上所述，烷化器122可以下流或者上流方式操作，尽管在这里论述的实例是以下流方式操作反应器。通过烷化器有约1psi以及约15psi，优选地约5psi的压降。优选地来自烷化器的约5wt％至约99wt％，更优选地约75wt％至约95wt％的贫油通过烷化器进料/流出物交换器118后经管线124导入吸收器104的顶部，在这里靠着吸收器底部(富油)冷却并且通过吸收器冷却器126，靠着冷冻剂冷却。贫油冷却至约6至约100℃之间，优选地约12℃。为了控制烷化器122内的温升，管线124中一部分贫油流可以任选地以已知的方式通过再循环管线125再循环，所述再循环管线125将管线124中的一些贫油引入管线116的吸收器104和烷化器122之间的任一点。再循环管线125，或者管线116可以任选地包括冷却器127，更进一步地控制烷化器122内的温升。本领域技术人员可以很容易地进行具体设置和调整从而使温升范围控制到小于约10℃以便维持最佳的反应条件。较窄的温度范围将优化选择性，最小化副产品形成和降低催化剂失活。烷化器122的残存贫油流通过管线128输送到苯蒸馏塔132。

任选地，烷化器122可以包括多个间隔堆积排列的床以形成连续级的烷基化反应带。多烯烃进料口可以分别位于各级之间。例如，高纯度聚合级乙烯(约100mol％到约70mol％的纯度)可以任选地直接添加到多个烷化器(未显示)的一或多级，所用量优选将烷化器中烯烃与芳香烃(例如苯)的比率维持在约10到1之间和约30到1之间，更优选地约30到1，其将产生优良的催化剂选择性，即高产率和稳定性。例如，可以使用六床烷化器，其中稀释的乙烯在第一床中反应并且高纯度乙烯被进料至随后的5个床。在任一或者所有床处，离开烷化器床的流可以在添加其它的高纯度乙烯之前冷却。额外添加的乙烯量与在前床中反应的乙烯量大约相同。该方法将烷化器中的液流维持在液相并且防止汽化。这引起催化剂的有效利用并且将使总的制备成本最小化。在这些情况下，优选地，烷化器中的流通过产生蒸汽或者加热添加聚合级乙烯的位置或者之前的位置的内部的工艺流被冷却至约200℃。这个额外的步骤将更进一步地降低总制备费用。

在另一个任选的排列中，可能含有大量乙烷以及相对小量乙烯的管线124中的贫油流可被引入乙烷蒸馏塔(未显示)。这个任选的步骤的结果将是从乙烷蒸馏塔的底部回收贫油，其将被引入吸收器104并且另外回收乙烷蒸馏塔顶部的乙烷。回收的乙烷将包括相对小量的甲烷并且尤其适用于热裂化装置。

回到通气洗涤器108，在优选的实施方案中，来自通气洗涤器108的芳香烃主要包括约4份苯至约1份PEB并且通过管线110被引入烷基转移器112。通常管线110将在管线110和管线184(下面描述的)的交叉点包括加热器111以及烷基转移器112，如图所示。加热器111在约170℃至约260℃之间的温度操作，优选温度为约200℃。在烷基转移器112中，芳香烃在催化剂上反应并且发生约50％的转化，其产生离开烷基转移器112，含有约5份苯至约1份PEB的液体。

管线114携带这种来自烷基转移器112的排出液到苯蒸馏塔132。来自烷基转移器112的流出物通常被进料给来自烷化器的管线128中贫油流出物以上的苯蒸馏塔132，尽管它可以被进料给管线128相同的位置或者以下的苯蒸馏塔。两个蒸馏塔的进料位置被优化，使到以下描述的苯蒸馏塔重沸器144的热输入最小化。

优选地烷基基转移器112在约170-260℃，更优选地约200-250℃的温度范围，约150-2000psig，更优选地约300-600psig的压力下进行操作，具有约1-1,000，更优选地约2-100范围的典型LHSV范围。烷基转移作用反应发生在液相，绝热并且基本上呈中热度，即具有小于约2℃的极小温升。烷基基转移器112可以是上流或者下流反应器，优选下流反应器。

图1显示了用于从管线128中的烷化器122，以及管线114中的烷基转移器112以已知的方式分离流出物的三个蒸馏操作。管线128以及114中的流出物被引入苯蒸馏塔132，在蒸馏塔中苯从粗乙基苯产物回收。苯作为蒸汽在塔顶蒸馏出，其通过管线134输送到冷凝器136，在那里液化并且保持在存储器138中。冷凝器136可以产生蒸汽或者可以加热其它的工艺流，并且可以使用冷却水或者空气。工作参数被设置成优化该方法的能量效率。苯通过管线140引出并且添加至管线124中的贫油流，其被引入通风吸收器104。苯被回到贫油流以便维持管线124中适当的苯浓度，从而在烷化器122中具有正确的选择性。对烷基化反应进行平衡控制，即芳香烃与烯烃的比率确定单一选择性。管线140中的一些苯可通过管线184转入管线110以及烷基转移器112上。正如烷化器122的情况，维持烷基转移器112中苯的适当浓度改良选择性。新鲜苯还可以被添加至苯来源180的各种位置。精确位置对于装置性能并不重要。

回到苯蒸馏塔132，管线141携带管线140中的一部分流，即液体回流到苯蒸馏塔132的顶部以维持蒸馏操作。管线142携带来自苯蒸馏塔132的底部的液流到重沸器144。蒸汽并且也许是少许液体通过管线143返回到苯蒸馏塔132。蒸汽驱动苯蒸馏塔132中的蒸馏操作。

苯蒸馏塔塔底流的残存部分，其含有乙基苯，PEBs以及高沸点化合物被通过管线146输送到乙基苯蒸馏塔148。留在管线146流中的苯的典型量为约1ppm到约5000ppm，约500ppm是优选的。

乙基苯蒸馏塔148从聚乙基苯分离乙基苯，即终产物。管线150中的二乙基苯浓度在约1ppm到约50ppm之间，优选地约5ppm。塔顶馏出的乙基苯蒸汽流通过管线150流出乙基苯蒸馏塔148，在冷凝器152中液化并且输送到存储器154，然后通过管线156作为乙基苯产品取出。冷凝器152可以产生蒸汽或者可以加热其它的工艺流，并且可以使用冷却水或者空气。

管线157携带管线156中的一部分流，即液体回流到乙基苯蒸馏塔148的顶部以便维持蒸馏操作。管线158携带来自乙基苯蒸馏塔148底部的液流到重沸器160。蒸汽并且也许是少许液体通过管线159返回到乙基苯蒸馏塔148。蒸汽驱动乙基苯蒸馏塔148中的蒸馏操作。

管线162中的乙基苯蒸馏塔塔底流，其含有PEBs以及高沸点化合物，被输送入PEB蒸馏塔164用于从高沸点化合物(例如，重天然沥青)分离PEBs。

PEB蒸馏塔164从重天然沥青分离PEBs，所述重天然沥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/或其它的高沸点芳香烃。通常，小于约5wt％的三乙苯在天然沥青中消失。重天然沥青作为PEB蒸馏塔塔底流通过管线170取出。天然沥青可以更进一步地处理作为热传送液体或者用作燃料。塔顶馏出物PEB蒸汽通过管线172输送送至冷凝器174液化并且送到存储器176。PEB通过管线178输送到冷却器182，在引入通气洗涤器108之前冷却，并在通气洗涤器108中与来自管线106的流接触。冷凝器174可以产生蒸汽或者可以加热其它工业制备液流，并且可以使用冷却水或者空气。

管线179携带管线178中的一部分流，即液体回流到PEB蒸馏塔164的顶部以保持蒸馏操作。管线166携带来自PEB蒸馏塔164底部的液流到重沸器168。蒸汽并且也许是一些液体通过管线167返回PEB蒸馏塔164。蒸汽驱动PEB蒸馏塔164中的蒸馏操作。

虽然本发明已经根据某些具体的实施方案进行了描述，但是应该认识到只要不背离本发明本领域技术人员可以进行各种改变并且用等同物替换其元素。例如，用于实施本发明的化学组分可以根据至少被使用的烯烃，烷基化的芳香烃以及烯烃原料的化学成分进行改变。例如，除了乙烯，所使用的烯烃可以包括丙烯或者其它包含2到至少20个碳原子的分支或者线性烯烃。使用的芳香烃除了苯可以包括，萘，蒽，菲及其衍生物。因此，乙苯，异丙基苯及其他烷基芳香烃可以通过本发明的方法进行制备。

同时，上述的设备的各种部件可以用其它已知的例如，烷化器，烷基转移器，吸收器和/或蒸馏塔部件替代。此外，许多其它热交换器，加热以及冷却配置也可以根据地点条件进行使用。例如，空气或者水冷却以及不同水平的蒸汽产生可用于本发明的方法。

因此，本发明的目的并不限于在这里公开的实施本发明的特定实施方案，但是本发明将包括所有附属权利要求范围内的所有实施方案。

Claims (31)

1.制备烷基芳香烃化合物的方法，该方法包括

(a)在吸收带中、在6℃至100℃的吸收温度下，将稀释的烯烃进料与含有芳族化合物和烷基芳香烃化合物的贫油流接触提供含有芳族化合物、烷基芳香烃化合物以及烯烃的烷基化反应富油流，其中所述稀释的烯烃进料获自蒸汽裂化器、催化裂化器、流化催化裂化设备、精炼厂或焦化装置；

(b)在热传递区将烷基化反应富油流加热至150℃至300℃的烷基化温度，并将所述被加热的富油流引入到烷基化反应区中；

(c)在烷基化反应条件下在烷基化反应带中反应步骤(b)的烷基化反应富油流提供含有芳族化合物以及烷基芳香烃化合物的流出物；

(d)将步骤(c)的流出物分离成再循环到步骤(a)的吸收带的贫油流以及产物部分，其中所述再循环的贫油流在热传递区被冷却至6℃至100℃的吸收温度；以及

(e)从步骤(d)的产物部分回收烷基芳香烃产物。

2.权利要求1的方法，其中的芳族化合物选自苯，萘，蒽，菲及其衍生物。

3.权利要求1方法，其中烯烃烷化剂选自乙烯，丙烯，及其它含有2到至少20个碳原子的分支或者线性烯烃。

4.权利要求1的方法，其中的烷基芳香烃化合物选自烷基苯，多烷基苯及其混合物。

5.权利要求4的方法，其中的烷基苯选自乙基苯以及异丙基苯。

6.权利要求4的方法，其中的多烷基苯选自二乙基苯，三乙基苯，更高乙基化程度的苯及其混合物。

7.权利要求1的方法，其中稀释的烯烃进料具有3mol％到95mol％范围的烯烃浓度。

8.权利要求7的方法，其中稀释的烯烃进料具有3mol％到70mol％范围的烯烃浓度。

9.权利要求1的方法，其中稀释的烯烃进料包括一或多种选自如下的惰性低分子量杂质：氢气，甲烷，乙烷，氮气，二氧化碳，一氧化碳，丁烷以及戊烷。

10.权利要求9的方法，其中稀释的烯烃进料具有至少5mol％的惰性低分子量杂质浓度。

11.权利要求10的方法，其中稀释的烯烃烷化剂进料具有3mol％到70mol％范围的烯烃浓度。

12.权利要求1的方法，其中的吸收带包括选自填充塔吸收器，塔盘吸收器以及塔盘和填充塔的组合吸收器。

13.权利要求12的方法，其中来自吸收器的气体塔顶馏出物被转入通气洗涤器。

14.权利要求12的方法，其中的吸收器在气相中进行操作。

15.权利要求1的方法，其中烷化反应带包括烷化器。

16.权利要求15的方法，其中的烷化器为固定床反应器。

17.权利要求16的方法，其中烷化器包括多个床以及分别位于床之间的多个烯烃入口。

18.权利要求15的方法，其中的烷化器在液相中进行操作。

19.权利要求15的方法，其中的烷化器包含选自沸石BEA，沸石MWW，沸石Y，丝光沸石催化剂，MFI催化剂和八面沸石催化剂或者其组合的催化剂。

20.权利要求1的方法，其中步骤(c)中的贫油流占步骤(b)流出物的5wt％到99wt％。

21.权利要求20的方法，其中步骤(c)中的贫油流占步骤(b)流出物的75wt％到95wt％。

22.权利要求1的方法，其中回收步骤(d)包括一个或者多个蒸馏操作。

23.权利要求22的方法，其中未反应的芳族化合物被回收在第一蒸馏操作中并且烷基芳香烃产物被回收在第二蒸馏操作中。

24.权利要求23的方法，其中至少一部分未反应的芳族化合物被再循环到贫油流。

25.权利要求1的方法，其中步骤(b)的流出物同样包含回收在蒸馏操作中的多烷基芳香烃副产物。

26.权利要求25的方法，其中至少一部分回收的多烷基芳香烃副产物被引入通气洗涤器以提供用于转入烷基转移器的烷基转移反应流。

27.权利要求26的方法，其中烷基转移反应流被置于催化烷基转移反应条件下以形成比烷基转移反应流具有更高的芳香烃与多烷基芳香烃比例的烷基转移反应产物流。

28.权利要求26的方法，其中烷基转移反应产物流被引入分别回收未反应的芳族化合物以及烷基芳香烃化合物的操作。

29.权利要求1的方法，其中将额外的烯烃烷化剂添加给步骤(b)的烷化反应带。

30.权利要求29的方法，其中额外的烯烃烷化剂为高纯度的乙烯。

31.权利要求1的方法，其中步骤(c)包括如下的额外步骤：在将第一部分烷化产品流再循环到步骤(a)的接触带之前将步骤(b)的第一部分的烷化产物流置于回收乙烷的操作。