CN1263715C - 制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺 - Google Patents

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Abstract

用于制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺，其包括在反应器-再生器体系中同时将含有烷烃和来自于烷基化单元的芳烷烃的混合物脱氢并在分离之后把这样制备的脱氢烷烃再循环到烷基化单元中。

Description

制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺
本发明涉及一种制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺。
更具体地说，本发明涉及一种由芳族衍生物，例如苯与烷烃，例如乙烷或者丙烷制备烷基取代的芳族化合物，例如乙苯，和烯基取代的芳族化合物，例如苯乙烯和α-甲基苯乙烯(通过异丙基苯)的综合工艺。
甚至更具体地说，本发明涉及一种制备乙苯和苯乙烯的综合工艺，在该工艺中同时发生乙苯脱氢得到苯乙烯，和乙烷脱氢得到乙烯的过程，该乙烯必需作为反应物用于乙苯的合成。
众所周知，苯乙烯和α-甲基苯乙烯是用于制备热塑性聚合物，例如聚苯乙烯、丙烯腈丁二烯-苯乙烯共聚物、丙烯腈-苯乙烯树脂、苯乙烯-丁二烯弹性体共聚物和用于不饱和聚酯树脂配方的产品。
苯乙烯通常是利用绝热或者恒温***，在选自金属氧化物或其混合物的催化剂存在下通过乙苯的催化脱氢制备的，而乙苯则是通过苯与乙烯的烷基化来制备的，其中苯可得自炼油厂产品，乙烯来自于裂解或乙烷脱氢。
烷基化反应可以使用高SiO2/Al2O3比的沸石，例如ZSM-5沸石或者路易斯酸作为催化剂或在液相中进行。关于乙苯合成及其脱氢生成苯乙烯的详细内容参见斯坦福研究所(SRI International)的研究报告。
美国专利6,031,143描述了一种制备乙苯和苯乙烯的综合工艺，其包括以下操作步骤：
-将苯物流和含乙烯的再循环物流送入烷基化装置；
-将离开烷基化装置的含乙苯物流与由乙烷组成的物流混合；
-将这样获得的混合物送入含催化剂的脱氢单元，所述催化剂能够同时使乙烷和乙苯脱氢分别得到乙烯和苯乙烯；
-把离开脱氢单元的产品送入分离区以生成基本上由苯乙烯组成的物流和含乙烯的物流；
-把含乙烯物流再循环到烷基化装置。
脱氢单元包括第一流化床脱氢反应器和废催化剂的第二再生反应器。连续不断地从第一反应器的底部移出废催化剂并送入第二反应器的上部，在那里它通过向上流动的预热空气而保持在流化状态。这样，废的固体慢慢地逆流下降到上升的热空气中，在这一下降的过程中，所述固体由于使它中毒的碳质残渣被焚烧而得以再生。催化剂从一个反应器到其他反应器的通道由载气，例如空气或者氮气保护。
但是，因为这两种产品的特征使得难于在相同的操作条件下获得可接受的转化率和对于乙烯与苯乙烯的选择性，所以同时发生乙烷和乙苯的脱氢存在缺陷。例如，为了在大气压下获得50％的乙苯到苯乙烯的平衡转化率，必须在约615℃的温度下进行操作，而在相同的条件下，乙烷到乙烯的平衡转化率仅为约20％。为了获得50％的乙烷到乙烯的平衡转化率，将必需在最低720℃的温度下操作，这样的温度将会导致乙苯和苯乙烯发生热降解。更详细的内容可以参考Paul H.Emmett的″催化加氢和脱氢″，第III卷，453-471页，1995，Reinhold出版公司。
实施该工艺的操作条件参见上面提到的美国专利，因此它相当有限并需要对脱氢反应器的运转进行特别的控制。
本申请人现在发现了一种具有更大的操作灵活性和更宽的催化剂选择的制备烷基取代的芳族化合物，例如乙苯，和烯基取代的芳族化合物，例如苯乙烯的综合工艺，该工艺包括使用流化床脱氢反应器，其中，正如以下所述的那样，烷烃(乙烷)的进料相对于乙苯的进料来说至少有部分差别，这利用的是在具有固体循环的流化床反应器/再生器***中存在不同的温度带。事实上，在反应器/再生器***的流化床单元中，脱氢必需的热是由热的再生催化剂提供的，所述催化剂通过特定的传输管线从在较高温度下操作的再生器连续传输到脱氢反应器中。
因此，本发明的目的涉及一种制备烷基和烯基取代的芳族化合物，例如乙苯和苯乙烯的综合工艺，其包括：
a)将由C6-C12芳烃组成的物流和含C2-C5烯烃的再循环物流送入烷基化装置；
b)任选将离开烷基化装置的，含有烷基芳族化合物的物流与由C2-C5烷烃组成的物流混合；
c)将步骤(b)的物流送入流化床脱氢/再生单元中，其中包含催化剂，该催化剂能够将任选存在的烷烃脱氢、同时还能将烷基芳族化合物脱氢；
d)连续不断地排放聚集在脱氢反应器底部的废催化剂并且将它送入再生反应器的上部；
e)连续不断地排放聚集在再生反应器底部的再生催化剂并且将它送入脱氢反应器的上部；
f)将离开脱氢反应器的烃物流送入分离区以生成基本上由烯基取代的芳族化合物组成的物流和含烯烃的物流；
g)把含烯烃的物流再循环到烷基化装置中；
所述综合工艺的特征在于将沉积在再生器底部的催化剂在650-800℃的温度下输送到脱氢反应器中的流体由C2-C5烷烃组成。
根据本发明，送入烷基化装置的第一物流由芳烃组成，例如新鲜的精炼级苯物料流，因此具有高于或者等于95wt％的纯度，第二再循环物流基本上由烯烃，例如乙烯和未转化的烷烃，例如乙烷组成。更具体地说，该第二物流分别由20-95mol％，优选40-85mol％的乙烷和5-80mol％，优选15-60mol％的乙烯组成。
在再循环物流中，还存在0.1-2wt％(按总的乙烯+乙烷重量计算)的在烷基化相和脱氢相中形成的其他轻产物，例如甲烷和氢气。
这两股物流送入烷基化装置以便达到当前工艺要求的苯/乙烯摩尔比率，通常为1.8-50，优选2-10。烷基化反应使用通用的***进行，例如根据欧洲专利432,814描述的方法进行。
任意的烷基化反应器均可用于所述工艺，即本发明的目的，例如固定床或者流化床反应器，载体床反应器和催化蒸馏反应器。例如，可以使用在混合的气-液相中操作的催化蒸馏反应器，参见美国专利5,476,978和公开的国际专利申请WO98/09929。在催化蒸馏反应器中，反应物和催化反应产物，在本发明的情况下是反应物和烷基化反应产物通过将催化反应器用作蒸馏塔蒸馏而同时分离。
优选的烷基化催化剂包括合成和天然多孔结晶固体，例如其中硅/铝原子比为5/1-200/1的酸性沸石。特别地，优选Y沸石，β沸石，丝光沸石，Ω、A、X和L沸石或者多孔结晶固体MCM-22，MCM-36，MCM-49，MCM-56和ERS-10。
在本发明的备选实施方案中，烷基化反应可以使用例如在美国专利4,409,412和5,517,184中描述的在气相中起作用的连续固定床反应器进行。在这种情况下，催化剂选自ZSM族沸石，其中硅/铝原子比的范围为20/1-200/1。ZSM型沸石的实例是ZSM-5，ZSM-11，ZSM-12，ZSM-23，ZSM-35，ZSM-38和ZSM-48沸石，特别优选ZSM-5。
可以进行烷基化反应的温度与压力条件，如熟悉本领域的人员所周知的，取决于反应器类型和反应物的选择。通常，烷基化反应在温度为50-450℃下进行。在苯与乙烯烷基化的情况下，反应温度通常为50-450℃。更具体地说，对于气相工艺来说，温度优选在325-450℃，而在于混合的气液相下操作的催化蒸馏反应器的情况下，反应温度，沿催化床层而变化，为140-350℃，优选200-300℃。
烷基化反应器内部的压力保持在0.5-6MPa，优选2-4.5MPa。
离开烷基化反应器的芳族物流可以用传统方法处理，分别获得基本上纯的未转化的芳族产物，例如苯物流，基本上纯的烷基取代的芳族化合物，例如乙苯物流，和基本上由二烷基取代或者多烷基取代的芳族化合物组成的重产物，例如二乙基苯或者多乙基苯物流。
分离***优选由一系列蒸馏塔组成，第一蒸馏塔中回收未反应的苯并把它再循环到烷基化反应器中或者如下所述烷基转移单元中。从第二蒸馏塔中回收乙苯并送入脱氢单元，而多乙基苯，例如二乙苯和三乙苯则从第三蒸馏塔回收。
多烷基取代的芳族化合物，例如多乙基苯，可以送入烷基转移反应器中用于与C6-C12芳香烃，本发明中为苯，发生烷基转移作用而生成相应的单烷基取代的芳族化合物，例如乙苯，并增加烷基化反应的产率。
烷基转移反应器优选由在液相中起作用的固定床反应器组成，其中存在传统的烷基转移催化剂，例如Y沸石，β沸石或者丝光沸石，优选Y沸石或者β沸石。烷基转移反应可以根据美国专利5,476,978中的描述进行。
在多乙基苯与苯烷基转移的情况下，根据以苯的形式存在和以多乙基苯形式存在的苯的总摩尔量和根据以多乙基苯中作为取代基存在的亚乙基的总摩尔量计算，苯/亚乙基的摩尔比率范围为1.8/1-17/1，优选2.4/1-10/1。烷基转移反应器中的温度保持在50-300℃，优选120-250℃，而压力保持在0.02-5.5MPa，优选0.7-4.5MPa。
可以任选与烷基化产物混合的C2-C5烷烃，或者，在优选的情况下是乙烷，是来自炼油厂的新鲜的物料流，因此，像苯一样，可以以高于或者等于95wt％的纯度得到。以这一相进料的乙烷通常等于总乙烷的0-70wt％。
包含烷基化产物的物流，任选与乙烷混合，以气相送入脱氢反应器的底部，所述脱氢反应器在温度为450-650℃，压力为0.1-3绝对大气压，优选大气压或者稍微高一点的压力下操作，反应物的流率，以每升催化剂反应物每小时的体积流率(气体时空速度或者GHSV)表示为100-10,000h-1，优选100-1,000h-1，流化床区催化剂的停留时间为5-30min，优选10-15min。
为了获得最佳的脱氢，把催化剂加料到反应器的上部并通过送入基部的烃物流保持在流化状态，这样它与正在上升的气相形成逆流朝着底部的方向慢慢地下降。在下降的过程中，催化剂逐渐失活并且聚集在底部，聚集在底部的基本上是废催化剂。
从脱氢反应器底部连续不断地除去废催化剂并通过载流流体，例如空气或者氮气送入再生反应器中。再生反应器基本上如同脱氢反应器一样操作。废的固体加料到该反应器的上部并且通过任选富含氧的预热空气保持在流化状态，这样它与正在上升的热空气形成逆流慢慢地朝着底部的方向下降。在下降的过程中，催化剂上存在的碳质残渣逐渐焚烧，因此基本上再生的催化剂聚集在再生器的底部。由于脱氢反应的高选择性，因此还可以向再生器中通入可燃气体以通过其燃烧而提供完成***热平衡所必需的热。
在再生器中，优选在大气压或者稍微较高的压力下操作，空速为100-1,000h-1，固体的停留时间为5-60min，优选20-40min。再生反应器内部的温度分布通常延伸到600-800℃。
以总使用量的30-100wt％，优选50-70wt％的量，用C2-C5烷烃或者乙烷作为载流流体将处于约650-800℃温度下的再生催化剂连续不断地从再生反应器的底部移走并送入脱氢反应器中。在由再生器传输到脱氢反应器的过程中，乙烷转化为乙烯，并将如此送入脱氢反应中的催化剂冷却以便在乙苯转化成苯乙烯的反应器中产生最佳的温度分布。
能够同时将烷属烃，例如乙烷和烷基芳族烃，例如乙苯脱氢的任意的催化剂均可用于该工艺，即用于本发明的目的。例如，特别适当的催化剂是在国际专利申请PCT/EP00/9196中描述的催化剂，该催化剂基于载于氧化铝上的铁和一种或多种选自碱金属或者碱土金属和镧系元素的促进剂，所述氧化铝呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，用二氧化硅进行了改性，并且在用BET法测定时表面积优选低于150m2/g。更具体地说，所述的催化剂包括：
-1-60wt％，优选1-20wt％的氧化铁；
-0.1-20wt％，优选0.5-10wt％的至少一种碱金属或者碱土金属氧化物，例如钾的氧化物；
-0-15wt％，优选0.1-7wt％的第二种选自镧系元素氧化物的促进剂，例如铈、镧或者镨的氧化物；
补足到100的其余部分是用0.08-5wt％二氧化硅改性的氧化铝。
催化剂另外的实例是那些在欧洲专利637,578中描述的基于镓和铂的催化剂或者在欧洲专利894,781中描述的基于铬和锡的催化剂。用于烷属烃和/或烷基芳族烃的其他脱氢催化剂参见欧洲专利400,448和335,130以及国际专利申请WO96/34843。
基于镓和铂的催化剂可以选自包括如下所述的那些：
-0.1-34wt％，优选0.2-3.8wt％的Ga2O3；
-1-99ppm(wt)，优选3-80ppm的铂；
-0.05％-5wt％，优选0.1-3wt％的一种碱金属和/或碱土金属氧化物，例如钾的氧化物；
-0.08-3wt％的二氧化硅；
补足到100的其余部分是氧化铝，其呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，其表面积用BET法测定时低于150m2/g。
基于铬和锡的催化剂可以选自包括以下所述的那些：
-6-30wt％，优选13-25wt％的Cr2O3；
-0.1-3.5wt％，优选0.2-2.8wt％的SnO；
-0.4％-3wt％，优选0.5-2.5wt％的碱金属氧化物，例如钾氧化物；
-0.08-3wt％的二氧化硅；
补足到100的其余部分是氧化铝，其呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，其表面积用BET法测定时低于150m2/g。
在脱氢结尾处回收脱氢物流，其基本上由乙烯和苯乙烯组成。更具体地说，该物流包括：15-30wt％的苯乙烯；7-15wt％的乙烯；10-50wt％的未反应的乙苯和15-55wt％的未反应的乙烷，加上在烷基化相和脱氢相中形成的其他产物，例如氢气、甲烷、甲苯、苯。
将脱氢物流冷却、过滤并送到蒸馏区，用于回收苯乙烯和未反应的乙苯，所述未反应的乙苯再循环到脱氢单元，并回收含乙烯的物流，这一物流作为进料再循环到烷基化单元。
如果可得到的脱氢催化剂是特别有活性的，即进行脱氢反应时反应物气体与催化剂需要短的接触时间，那么脱氢反应器就可以变成等流(equicurrent)状态反应器，其中固体完全被气体气动地向上携带(提升管型反应器)。在这种情况下，气体的表观流速必须比流化床中存在的最大颗粒的末端速度要高。因此，气相的表观流速约为至少几米/秒。该反应器的空速(GHSV)大于500h-1，优选大于1000h-1。在这种情况下，烷烃送入提升管的底部，在最高反应温度下开始与催化剂接触，而含烷基芳族化合物的物流在其中温度已经下降到与相应的脱氢相容的程度的提升管的中间高度处注入。
通过参考附图中的方框图可以更透彻地理解用于制备乙苯和苯乙烯的综合工艺，即本发明的目的，这些方框图代表例证性的而非限制性的实施方案。
参照该图，(A)表示烷基化单元，(D)表示脱氢反应器，(R)表示催化剂的再生单元，(C)表示水冷凝器，(S)洗涤器，(SP)表示利用串联蒸馏的分离区，(F)过滤单元，(G1)和(G2)表示两个气-气热交换器，(K1)和(K2)是压缩机，(V)是气-液分离器，(LT)是膜分离单元，(T1)和(T2)是催化剂在反应器和再生器之间的气动输送管线，(ST)是用于把烟雾排放到空气中的排气管。
因此，根据附图和上述描述可清楚地举例说明本发明。事实上，由苯组成的物流(1)和基本上由乙烯和乙烷组成的再循环液流(14)，与微量的氢气和甲烷一起作为反应物送入烷基化单元(A)中。另外将聚集在生产循环中的惰性产物(3)从烷基化单元中排出来。
基本上由乙苯和乙烷组成的烷基化的物流(4)混合到来自于蒸馏区(S)的含有乙苯的第二再循环液流(16)中。综合工艺，即本发明目的必要的一部分乙烷可以利用管线(2)混合到物流(4)中。
这样得到的混合物流(5)，在(G1)中预热之后，通过管线(7)送入脱氢反应器(D)中。反应器(D)与催化剂再生单元(R)一起操作。特别地，聚集在(D)底部的废催化剂被连续移出并通过管线(T1)与引入的载气，例如空气或者氮气一起气动输送到再生器(R)的上部。取自大气(19)的空气流(21)在(K2)中压缩得到物流(20)，它在(G2)中预热并送入再生器中。通过适当的分布器(图中未示出)送入基部的空气(21)焚烧催化剂表面上沉积的碳质沉积(结焦)并逆流上升，将固体保持在流化状态。来自于再生器的废气(22)在(G2)中冷却，在(F)中过滤并从(ST)中排出。
类似地，聚集在(R)底部的再生催化剂被连续不断地移出并使用乙烷(6)作为载气通过管线(T2)气动输送到脱氢反应器(D)的上部。在传输阶段，乙烷充分地与热催化剂混合并部分转化成乙烯，并把催化剂的温度降低到与乙苯脱氢相容的值。
基本上由苯乙烯、乙烯、未转化的乙苯和乙烷、甲烷、氢气及其他产物，例如甲苯和苯组成的脱氢产物(8)在(G1)中冷却，在(S)中洗去夹带的粉末，进一步在冷凝器(C)中冷却，之后送入分离器(V)中。从(V)的底部回收基本上由苯乙烯、乙苯及其他副产物(苯，甲苯)组成的可冷凝产物物流(12)，而在顶部回收基本上由乙烯、乙烷、甲烷和氢气组成的轻产物物流(11)。
物流(12)输送到蒸馏单元(S)，例如包含一个或多个蒸馏塔的单元中，在这里回收高纯度(＞99.5％)的苯乙烯(18)和乙苯(16)以及副产物(17)，其中乙苯再循环到脱氢单元中，副产物(17)送去进行后处理。
物流(11)在(K1)中产生出烷基化单元的操作压力，在膜分离体系(LT)中与氢气(15)分离并作为主要的进料通过管线(14)再循环到(A)中。
在下面提供例证性的但非限制性的实施例来更透彻地理解本发明及其实施方案。
实施例
描述了用于制备苯乙烯的综合装置，该装置每年操作8,400小时，正常的年产量为3,500吨苯乙烯。
用类似于美国专利6,031,143中描述的方法进行乙烷和乙苯的同时脱氢。将制备苯乙烯必需的乙苯与乙烷预先混合以便送入反应器中的进料由30mol％的乙苯和70mol％的乙烷组成。反应在流化床中进行，反应过程中平均压力为1.5大气压，温度范围为550℃(反应器的底部温度)-600℃(催化床层上端的温度)，其中在催化床层的上端送入来自反应器的再生催化剂。空速(GHSV)为每升催化剂300Nl/h气体。脱氢催化剂包括氧化镓(2.33wt％)，氧化钾(0.6wt％)，铂(75ppm)，二氧化硅(1.56wt％)，补足到100的其余部分为氧化铝，固体在反应器中的停留时间等于12min。乙苯转化率为52wt％，对于苯乙烯的选择性为92wt％。乙烷转化率为10wt％，对于乙烯的选择性为90wt％。这样，参与反应的乙苯和产生的乙烯之间的摩尔比率等于2.5。
另外量的乙烷，等于预先与乙苯混合量的60％，送入载气管线的基部，它把再生催化剂带到平均温度为650℃，平均压力为2bar，并从再生器带到反应器中。
乙烷不仅起到载气的作用，而且部分反应形成乙烯。乙烯的收率为20wt％，因此，在来自于反应器流化床的排放气与由再生器到反应器的载气混合之后，参与反应的乙苯和形成的乙烯之间的摩尔比率等于0.99。因此通过乙烷的脱氢产生大量的乙烯，它足以用作烷基化部分的反应物并产生在脱氢反应器中反应的所有的乙苯。

Claims (39)

1.一种制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺，其包括：
a)将由C6-C12芳烃组成的物流和含C2-C5烯烃的再循环物流送入烷基化单元，并任选将离开烷基化单元的、含有烷基芳族化合物的物流与由C2-C5烷烃组成的物流混合；
b)将步骤(a)的物流送入流化床脱氢/再生单元中，所述单元包含催化剂，该催化剂能够将任选存在的烷烃脱氢、同时还能将烷基芳族化合物脱氢；
c)连续不断地排放聚集在脱氢反应器底部的废催化剂并且将它送入再生反应器的上部；
d)连续不断地排放聚集在再生反应器底部的再生催化剂并且将它送入脱氢反应器的上部；
e)将离开脱氢反应器的烃物流送入分离区以形成基本上由烯基取代的芳族化合物组成的物流和含烯烃的物流；
f)把含烯烃的物流再循环到烷基化单元中；
所述综合工艺的特征在于将沉积在再生器底部的催化剂在650-800℃的温度下输送到脱氢反应器中的流体由C2-C5烷烃组成。
2.根据权利要求1的综合工艺，其中C6-C12芳烃是苯。
3.根据权利要求1的综合工艺，其中C2-C5烷烃/C2-C5烯烃是乙烷/乙烯。
4.根据权利要求1的综合工艺，其中步骤f)的再循环物流分别由20-95mol％的乙烷和5-80mol％的乙烯组成。
5.根据权利要求1的综合工艺，其中在步骤a)中将物流送入烷基化单元以使苯/乙烯的摩尔比为1.8-50。
6.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基化单元包括在混合气液相中操作的催化蒸馏反应器。
7.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基化单元包括在气相中起作用的连续固定床反应器。
8.根据权利要求6的综合工艺，其中烷基化催化剂选自合成和天然多孔结晶固体。
9.根据权利要求8的综合工艺，其中烷基化催化剂选自Y沸石、β沸石、丝光沸石、Ω、A、X和L沸石或者多孔结晶固体MCM-22、MCM-36、MCM-49、MCM-56和ERS-10。
10.根据权利要求7的综合工艺，其中烷基化催化剂选自ZSM族沸石，其中硅/铝原子比的范围为20/1至200/1。
11.根据权利要求10的综合工艺，其中烷基化催化剂选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38和ZSM-48沸石。
12.根据权利要求11的综合工艺，其中烷基化催化剂是ZSM-5。
13.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基化反应在温度为50-450℃下进行。
14.根据权利要求6的综合工艺，其中烷基化温度沿催化床层而变化，为140-350℃。
15.根据权利要求7的综合工艺，其中烷基化温度为325-450℃。
16.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基化反应器内部的压力保持在0.5-6MPa。
17.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基化单元包括分离***以分别获得基本上纯的未转化的芳族产物物流、基本上纯的烷基取代的芳族化合物物流、和基本上由二烷基取代或者多烷基取代的芳族化合物组成的重产物物流。
18.根据前述权利要求17的综合工艺，其中分离***由一系列蒸馏塔组成，从第一蒸馏塔中回收未反应的苯并把它再循环到烷基化反应器中或者烷基转移单元中，从第二蒸馏塔中回收乙苯并送入脱氢单元，而多乙基苯，主要是二乙苯和三乙苯则从第三蒸馏塔回收。
19.根据权利要求1的综合工艺，其中将多烷基取代的芳族化合物送入烷基转移反应器中用于与C6-C12芳烃发生烷基转移作用而生成相应的单烷基取代的芳族化合物。
20.根据权利要求1的综合工艺，其中烷基转移反应在于液相中起作用的固定床反应器中进行，在该反应器中存在选自Y沸石、β沸石或者丝光沸石的烷基转移催化剂。
21.根据权利要求1的综合工艺，其中在多乙基苯与苯烷基转移的情况下，根据以苯的形式存在和以多乙基苯形式存在的苯的总摩尔量和根据以多乙基苯中作为取代基存在的亚乙基的总摩尔量计算，苯/亚乙基的摩尔比范围为1.8/1至17/1。
22.根据权利要求21的综合工艺，其中烷基转移反应器中的温度保持在50-300℃，而压力保持在0.02-5.5MPa。
23.根据权利要求1的综合工艺，其中送入到离开烷基化单元的物流中的C2-C5烷烃等于总重量的0-70wt％。
24.根据权利要求1的综合工艺，其中将包含烷基化产物的物流以气相送入脱氢反应器的底部，所述脱氢反应器在温度为450-650℃、压力为0.1-3绝对大气压下操作。
25.根据权利要求1的综合工艺，其中再生反应器中通入预热的空气和任选燃料气体以通过其燃烧而提供热。
26.根据权利要求1的综合工艺，其中再生反应器内部的温度分布通常为600-800℃。
27.根据权利要求1的综合工艺，其中以总使用量的30-100wt％的量，用C2-C5烷烃作为载流流体将再生催化剂连续不断地从再生反应器的底部移走并送入脱氢反应器中。
28.根据权利要求1的综合工艺，其中脱氢催化剂基于载于氧化铝上的铁和一种或多种选自碱金属或者碱土金属和镧系元素的促进剂，所述氧化铝呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，并用二氧化硅进行了改性，并且在用BET法测定时其表面积低于150m2/g。
29.根据权利要求28的综合工艺，其中脱氢催化剂包括：
-1-60wt％的氧化铁；
-0.1-20wt％的至少一种碱金属或者碱土金属氧化物；
-0-15wt％的第二种选自镧系元素氧化物的促进剂；
补足到100的其余部分是用0.08-5wt％二氧化硅改性的氧化铝。
30.根据权利要求1的综合工艺，其中脱氢催化剂选自基于镓和铂或者基于铬和锡的催化剂。
31.根据权利要求30的综合工艺，其中基于镓和铂的催化剂包括：
-0.1-34wt％的Ga2O3；
-1-99ppm(wt)的铂；
-0.05％-5wt％的碱金属和/或碱土金属氧化物；
-0.08-3wt％的二氧化硅；
补足到100的其余部分是氧化铝，其呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，其表面积用BET法测定时低于150m2/g。
32.根据权利要求30的综合工艺，其中基于铬和锡的催化剂包括：
-6-30wt％的Cr2O3；
-0.1-3.5wt％的SnO；
-0.4％-3wt％的碱金属氧化物；
-0.08-3wt％的二氧化硅；
补足到100的其余部分是氧化铝，其呈δ或者θ相或者δ+θ、θ+α或者δ+θ+α混合相，其表面积用BET法测定时低于150m2/g。
33.根据权利要求1的综合工艺，其中在脱氢结束时回收脱氢物流，其包括：15-30wt％的苯乙烯；7-15wt％的乙烯；10-50wt％的未反应的乙苯和15-55wt％的未反应的乙烷。
34.根据权利要求8的综合工艺，其中烷基化催化剂为硅/铝原子比为5/1至200/1的酸性沸石。
35.根据权利要求17的综合工艺，其中未转化的芳族产物为苯，烷基取代的芳族化合物为乙苯，二烷基取代或者多烷基取代的芳族化合物为二乙基苯或者多乙基苯。
36.一种制备烷基和烯基取代的芳族化合物的综合工艺，其包括：
a)将由C6-C12芳烃组成的物流和含C2-C5烯烃的再循环物流送入烷基化单元，并任选将离开烷基化单元的、含有烷基芳族化合物的物流与由C2-C5烷烃组成的物流混合；
b)将步骤(a)的物流送入流化床脱氢/再生单元中，所述单元包含催化剂，该催化剂能够将任选存在的烷烃脱氢、同时还能将烷基芳族化合物脱氢；
c)连续不断地排放聚集在脱氢反应器底部的废催化剂并且将它送入再生反应器的上部；
d)连续不断地排放聚集在再生反应器底部的再生催化剂并且将它送入脱氢反应器的上部；
e)将离开脱氢反应器的烃物流送入分离区以形成基本上由烯基取代的芳族化合物组成的物流和含烯烃的物流；
f)把含烯烃的物流再循环到烷基化单元中；
所述综合工艺的特征在于将沉积在再生器底部的催化剂在650-800℃的温度下输送到脱氢反应器中的流体由C2-C5烷烃组成，且脱氢反应器是等流状态的提升管反应器，其中固体完全被气体气动地向上携带。
37.根据权利要求36的综合工艺，其中气体的空速大于500h-1。
38.根据权利要求37的综合工艺，其中气体的空速大于1000h-1。
39.根据权利要求36-38任一项的综合工艺，其中将烷烃送入提升管的底部，在最高反应温度下开始与催化剂接触，而含烷基芳族化合物的物流在其中温度已经下降到与相应的脱氢相容的程度的提升管的中间高度处注入。
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