包括现场催化剂再生的反应蒸馏烷基化方法 【发明领域】
本发明涉及催化剂再生。更具体而言，本发明涉及在用于轻质芳族化合物如苯和异丙基苯烷基化的统一、连续、加压、反应蒸馏方法中固体酸催化剂的现场再生。
【发明背景】
芳族化合物与烯烃的烷基化是已建立的商用技术。例如，用短链(典型为2至约6个碳原子)烃烷基化苯具有作为汽油辛烷提高剂的价值。用长链(即，具有多于约8-10个碳原子)线性烯烃烷基化的轻质芳族化合物通常被磺化，以制备适宜在洗涤剂制造中使用的表面活性剂。
典型地是，在固定床、活塞流工艺中使用氢氟酸或固体催化剂进行苯和其它轻质芳族化合物的烷基化。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制备异丙基苯的催化剂的用途。近来，已经教导了弗瑞德-克来福特(Friedel Crafts)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烷基化催化剂的用途。
最近，在反应蒸馏塔中，已经建议用在反应蒸馏塔中的固体催化剂床上的与芳族化合物共同进料的C6-C30烯烃对苯和轻质芳族化合物进行烷基化(美国专利No.5,770,782)。
但是，延续了涉及商业烷基化方法的问题。一方面，上面的大多数工方法实际限制了芳族化合物的量，所述的芳族化合物可以经济地与烯烃共同进料，因此导致需要的烷基化产物收率低。使用HF烷基化技术的苯与烯烃的典型摩尔比为4/1至8/1。上面提及的固定床、活塞流固体酸技术中实际使用的苯/烯烃的摩尔比为15/1至30/1。在美国专利No.5,770,782中，反应蒸馏提出的实例在共同进料的混合物使用的苯/烯烃的摩尔比为15/1至20/1，并且表明在它们进入催化剂床之前需要机械混和芳族化合物和烯烃，以确保足够的转换率和烷基化物收率。
此外，所有的这些方法具有制备多取代的、特别是二烷基化芳族化合物的明显趋势。固体酸烷基化催化剂趋向于在二烷基化芳族化合物产物的存在下更迅速的失活。碳质沉积物和重有机物积聚在催化剂的表面上，其结果是，催化剂的效率降低和需要关闭该工艺以再生催化剂。这些问题的大多数直接涉及反应的放热性能，其具有剧烈的和难以控制的趋势。保持使用在500以上psig的压力和超过250℃温度的液相中的苯，典型地提供再生。
清楚的是，对于用直链烯烃烷基化轻质芳族化合物的方法存在需要，该方法具有高的烯烃转换率、单选取代产物的高选择性和延长的催化剂效率。降低操作条件的严格性将提高达到这种结果的可能性。
发明概述
本发明提供了一种统一的反应蒸馏方法和系统，该方法和系统可以用于通过轻质芳族化合物与低分子量、直链烯烃的固体酸催化反应制备单烷基化芳族化合物，其允许催化剂现场如在蒸馏塔中周期性再生。
本发明的芳族化合物烷基化方法涉及反应蒸馏方法，并且包括使用蒸馏塔结构和系统的连续、加压方法，所述的结构和系统包括反应区；在蒸馏塔顶部的第一精馏区，用于精馏和回收未反应的芳烃进料；中间反应区，含有固体酸烷基化催化剂；和第二精馏区，位于反应区之下并与之相通，其中未反应的芳烃和烯烃进料可以与烷基化产物和任何副产物相分离。在第二精馏区下面是再沸器和用于从塔中抽出烷基化产物的装置。适宜安置的注入器允许控制芳烃化合物和烯烃进料的引入。
在反应蒸馏烷基化方法中，在中间催化剂区和上面的精馏区之间的位置引入至少部分适合的烯烃进料，和在催化剂区和下面的第二精馏区之间的位置引入至少部分适合的芳烃进料，并且，芳烃向上回流通过催化剂区与下降的烯烃进料逆流、液相反应接触和反应。在这种优选系统中，反应条件要求：反应区的内压力保持恒定且高于约1个大气压，优选为约20至约200psig，在再沸器中的烯烃和芳烃混合物保持在或接近于回流以便在再沸器的温度保持在低于烷基化产物热降解的温度，该温度为约265℃，并且芳烃与烯烃在液相的摩尔比可以保持在约30/1至约100/1，优选为约40/1至约80/1。
作为下面的结果，要求反应蒸馏烷基化方法中的催化剂再生：使催化剂“中毒”的反应副产物在催化剂的表面上积聚、降低它的效力和导致转换损失。根据本发明的一个优选方面，烷基化催化剂的周期再生可以在蒸馏塔中完成，周期性通过中止烯烃进料流，并且与芳烃进料流逆流地注入有效量的适宜链烷烃进入塔中，并调整塔内压力和在催化剂区中的温度，以得到适宜的再生温度，作为本领域周知的，该温度高于约175℃，通常为约175℃至约250℃。
典型地，本发明的优选再生方法是周期性地在塔中的第一精馏区以下和在催化剂之上的位置注入链烷烃，由此链烷烃与逆流通过催化剂区的回流芳烃进料混和，并与芳烃结合，稀释和溶解事自催化剂表面的副产物和其它物质，并且将它输送到再沸器以回收和处置。
在塔中链烷烃和芳烃逆流流的使用提供了要求的操作压力的意想不到的降低，以在催化剂区达到所需要的再生温度。典型地，该方法允许在比在固定床方法中的环境更温和的条件如175至250℃再生。可以使用塔的内压力和芳烃的回流比来调节温度。例如，在125至370psig的塔压下，可以使用40至90摩尔％的芳烃对链烷烃组成。
附图简述
图1提供了使用本发明催化剂再生方法的连续反应蒸馏烷基化系统的示意图。该图所示为作为单一系统运行的两个单独且连接的塔。
图2是表明贯穿塔的再生温度曲线图。
图3是对于链烷烃加苯再生与模拟的链烷烃加苯再生的试验数据进行比较的图。
图4与图3类似，所示为在较高压力下示意的模拟再生图。
图5所示为再生温度作为苯回流比的函数图；和
图6所示为在各种作为摩尔％苯函数的苯回流比下苯回流关系图。
优选实施方案详述
“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。
优选的烯烃包括含有2至约30个碳原子，优选约8至约20个碳原子，更优选为10至14个碳原子的那些直链的单不饱和烯烃。特别优选用于清洁剂范围烷基化的烯烃进料包括C6-C18烯烃与由商用链烷烃脱氢方法得到的C6-C18链烷烃的混合物。
适宜用于在本发明的烷基化催化剂再生方法中的优选链烷烃或链烷烃进料包括含有C4至C16碳原子的链烷烃。在汽油范围烷基化的情况下，优选C4至C16碳含量的链烷烃，而在清洁剂范围烷基化的情况下，优选C8至C16碳含量的链烷烃。
本发明的催化剂再生方法方便地在统一的、连续反应烷基化方法中进行，该方法例公开于共同未决申请No.10/091,199，该申请与此同时提交且标题为“A Reactive Distillation Process for the Alkylation ofAromatic Hydrocarbons”，在此结合其内容作为参考。在那种方法中，使用如附图1所公开的反应蒸馏结构，在蒸馏塔的顶部的苯精馏区之下但在催化剂区上面注入烯烃/链烷烃混和物。在固体催化剂反应区之下和精馏区之上的位置连续注入芳烃，其中它可以与从反应区下降到再沸器途中的烷基化产物、链烷烃和未反应的烯烃相分离。
烷基化反应主要在反应区固体催化剂上在液相中发生。可以用于本发明的催化剂包括：酸沸石材料如W-沸石、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、丝光沸石，和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它催化剂是上面提及的沸石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-GlitchKATAMAX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。也可以在没有催化的剂精馏区中使用该结构，以在那些区促进蒸发和冷凝效率。
在烷基化方法过程中，如参考申请中所公开的，可以通过下面的方法维持要反应区中的芳烃与液相烯烃的摩尔比：调节塔内的吸入压力(backpressure)、芳烃回流比、输入再沸器的能量、在保持塔全回流或接近于全回流时移走的芳烃量，以及芳烃的输入量。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，并且在反应区保持较高水平的芳烃与烯烃摩尔比。
已经证明：与液相烯烃逆流流动一起，在反应区中产生和维持更高的芳烃与烯烃的摩尔比具有许多意想不到的优点：
首先，芳族化合物与烯烃的摩尔比越，得到的催化剂区越大，倾向于使反应稳定和使它在蒸馏塔中非常等温。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；
其次，在在再沸器中没有可能出现的超过热降解温度即超过265℃的危险下，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。提高塔内的内部压力可以达到更高的催化剂反应温度，由此提高收率，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。这是本发明的方法对单取代的烷基化产物具有更高的选择性的结果，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，需要更频繁的催化剂再生。
在下面列举的实例中，本发明的再生方法是在如图1所示的连续反应蒸馏塔中进行的。如图1所示，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。
使用的催化剂是固体酸丝光沸石和Y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单元具有相同的内催化剂容积(50.8cc)，通过使用在如图1所示的B、C、D、E、F和G部分中的每一个中的9个KATAMAX单元，将催化剂相等地分布。从清洁剂范围烷基化过渡至催化剂再生是通过停止C10-C14链烷烃/烯烃的混合物的注入，并用C8-C16链烷烃代替它，同时保持塔底苯流量和回流比。通过提高塔内压力为约125至250psig，同时保持相对低速高回流的苯流量，达到现场逆流再生。一旦塔压力和苯回流再次稳定，从储罐1注入链烷烃。使用泵2、控制阀3和质量传感器4控制从储罐1泵抽链烷烃进料量。
链烷烃进料通过4A分子筛床5，在此干燥，然后通过预热器6，在此调节温度，以与塔内注入位置处测得的回流温度相匹配。监测该温度并向上调节，以便回流的温度与塔内的链烷烃组成增加相匹配。链烷烃的注入位置方便地与烯烃进料的位置相同，即正好在B部分中的KATAMAX催化剂单元上面，B部分正好在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。向上调节塔底和苯回流注入位置的苯注入温度，以便升高的回流温度与链烷烃含量的增加相匹配。保持以这种逆流方式的再生约8至约36个小时，该时间取决于参数如使用的催化剂的类型和它变得失活的程度。
再生之后，通过停止链烷烃的加入同时保持或调节催化剂床底的芳烃的加入以保留回流的芳烃，达到过渡回烷基化的模式。虽然符合芳烃回流的条件，允许塔温度冷却回到烷基化反应温度。这一般通过逐渐降低塔压力回到发生烷基化反应的压力来完成。芳烃回流产生相对快地使塔冷却的作用。
在适宜的温度下，烯烃进料可以被再次引入开始烷基化过程。再下面的实例中，与参考申请中一样，所示的优选烯烃是来自于链烷烃脱氢工艺的链烷烃/烯烃进料。烯烃/链烷烃混合物在控制流量下从进料储罐1泵抽出，经过4A分子筛床5，在此干燥，然后通过预热器6，在此调节温度，以与塔内注入位置处测得的回流温度相匹配。监测该温度并向上调节以便与在注入位置的蒸馏塔内部的测得的回流温度相匹配。烯烃进料注入的位置正好在B部分中的KATAMAX催化剂单元上面，B部分正好在A部分的下面，分离和回流芳烃(在每一个实施例中，它是苯)的精馏区。
使用泵12从储罐11泵抽芳烃，其中通过控制阀13控制流量并且使用质量流量计14监测。在注入前，芳烃也通过分子筛干燥器并加热至低于它在实验塔内压力的沸点约5至10℃。因此，它作为液体注入，但是由于来自液体的热量和再沸器升上来的蒸气，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40的直接上方的精馏区(H部分)的上面。这是主要的注入位置，并且产生芳烃与来自于它的注入位置7(在B部分中的催化剂的上面)作为液体下来的烯烃逆流流动。
在实施例中使用的芳烃是苯。从塔顶取出塔中的苯蒸气，在冷却器19中冷凝，并在容器20中积聚。在精馏区A的位置21作为回流再注入积聚的苯。如本领域的技术人员认识到的，使用适当的监测和流量控制装置，可以通过积聚容器20的液面控制或通过将多余的苯储存量移送至贮罐25的物流来对塔进行流量控制。
通过使用适当的氮注入的串级控制以及进出积聚罐20的通风，来调节和保持需要的操作压力。图中描绘的双塔结构也在本实例中使用。通过加热器和流量控制阀将两个塔作为一个塔操作。苯蒸汽，当它离开了E部分并在塔之间流动时，通过电加热和控制蒸汽输送线路26，保持在在适当的温度和压力下保持。苯蒸汽进入塔的D部分底部位置27和连续通过D、C和B段。使用相对低的压差，通常为约2psig在控制阀23控制塔之间的流动。
未反应的烯烃和链烷烃，以及粗烷基化产物，任何副产物和液相苯都在D部分下面的容器30中积聚，在35冷却，并通过液面控制，泵抽至E部分的顶部。在34精确地加热来自泵32的液体至塔注入位置35的回流温度。然后液体继续下降通过催化剂区(E、F和G部分)、进入精馏区H和再沸器40。粗线性烷基苯、链烷烃、高分子量塔底产物，以及如果存在的痕量未反应烯烃，通过液面控制，由再沸器移走并且泵抽至罐45中储存。
如下表1和2所示，有两个液相采样点，在此收集在粗烷基化产物的数据。采样点A是经过了所有的催化剂区的成品。采样B是表示约50％的催化剂停留时间的中间产物。没有显示的第三个采样点可以是在上面的苯积存器20的底部。这可以用于测量苯的纯度。
实施例1
本发明的反应蒸馏单元的唯一特征在于在一组再生条件下，即在比再生活塞流固体床催化剂反应器的条件更温和的条件下，现场再生催化剂的能力。典型地，固定床方法要求使用纯苯、在500psig和250℃再生温度下保持液相。
催化剂失活的一个实例和接着对于反应蒸馏方法再生如下进行：向54KATAMAX规整填料单元中装填1379.27g的TOSOH 330Y，并且放置于图1所示的反应蒸馏塔中。在再沸器中装满苯和在50-52psig塔压力下，使塔中的苯回流。图1中所示，作为B部分进料的链烷烃/烯烃进料开始速度为50g/分钟。塔底G部分的苯注入保持在10g/分钟。在表2中列出的条件下操作反应蒸馏塔。液体产物的样品从两个采用点移走。采样点A是从再沸器移走的冷却液体产物，并表示反应蒸馏塔中的总转化率。采样点B是从塔底D的中间积存器中移走的冷却液体产物。这个样品点表示催化剂容积为50％的转化率。在表2所示的每一种条件下操作TOSOH 330 Y沸石酸催化剂运行的全部时间为118.5小时。在此操作期间，TOSOH 330 Y经历了明显的失活。在位置B用开始的转化率为99.96％，其中在粗苯、链烷烃/烯烃和烷基产物中的残余溴指数为1.1cg/g。在B、C和D部分的催化剂经历了明显的失活，因为在运行118.5小时时，转换率下降到24.7％(溴指数2185)。类似地，E、F和G部分经历了失活，从100％转化率(观察不到溴指数)下降到88.8％转化率，其中残余的溴指数为829cg/g。在蒸馏塔中失活从顶部下降到底部。在运行118.5小时后，链烷烃/烯烃混合物暂停，并且在134℃，塔中回流苯2个小时，以将从催化剂床出来的粗烷基化物冲洗入再沸器。如表1所示，在此期间，储罐中的链烷烃/烯烃进料被具有同样分子量和碳数分布的链烷烃取代。将塔吸入压力提高到125psig，并且苯回流稳定在125psig。通过在125psig吸入压力下苯回流达到仅为172至175℃的均匀塔温度。正好在含有催化剂规整真料的第一部分上面的位置，以50g/分钟开始通过H101通入链烷烃。逆流的链烷烃注入改变了塔内的组成，提高了回流的温度。逆流的链烷烃流动确定了图2所示的再生温度曲线图。这将塔温度曲线图从苯回流的均匀温度172至175℃提高到187至205℃。为了达到在125psig下的200℃的再生温度，通过外部加热器(skin heaters)向塔进行额外的加热。由于在反应蒸馏塔上的机械压力上限，需要额外的加热来达到再生的温度。在本实施例中使用的再生的条件是链烷烃流量：50g/分钟、苯流量为10g/分钟、塔吸力压力125psig，以及在塔顶部设置苯全回流。将该逆流链烷烃再生保持24小时。小时数可以从8小时变到36小时，这取决于催化剂的失活程度。再生之后，停止链烷烃加入，使塔冷却，并且在苯回流下，将压力再调节至50psig。一旦塔在50psig和苯回流下稳定，在G部分的顶部，再使链烷烃/烯烃进料稳定。从采样点A和B中采集的液体样品的分析证实催化剂已经被完全再生。
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 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
实施例2
在催化剂之上注入链烷烃是一种提高反应蒸馏塔中稳态再生温度的手段。该链烷烃注入提供了温度的升高，以及额外的冲洗作用，以输送催化剂上的副产品，并且将它们传送到再沸器。由链烷烃注入提高再生温度的效果可以在较高压力下发挥作用，并且将继续达到在给定的蒸馏塔压力下得到更高再生温度的逐步好处。
可以模拟该效果，以决定图1所示的超过反应蒸馏塔实验压力上限的优势程度。表3和图3比较在催化剂床之上以125psig、50g/分钟注入链烷烃和在G部分的底部床之下以10g/分钟苯注入的实验数据和使用ASPENPlus 10.1模拟的蒸馏。模拟条件与实验操作条件相同，其中使用正十二烷来模拟所注入的链烷烃。用于模拟的催化剂床位于塔板6和塔板18之间。125psig压力范围是在图1所示的反应蒸馏塔的机械限制之内。图3表明实验数据和模拟之间的良好的相关性。通过在更高塔吸入压力下的进一步模拟，可以显示逆流链烷烃注入和苯回流的好处。这些使用ASPENPlus 10.1的更高压力模拟都是在50g/分钟的正十二烷注入、10g/分钟苯注入G部分和苯回流全条件下进行的。更高压力的模拟数据示于表4和绘于图4中。在180psig下的模拟表明，将达到200℃的再生温度。将压力提高到260psig，可以达到224℃的再生温度。提高塔吸入压力至370℃，将达到250℃的再生温度。模拟表明：逆流链烷烃注入与苯全回流的组合将提高再生温度8至12℃，同时保持位于塔板6和塔板18之间的催化剂区中均匀温度。苯全回流也提供在催化剂区最大液相苯浓度。为了达到250℃的再生温度，固体床方法的商业再生要求500psig反应器压力，以保持苯处于液相。 表3 反应蒸馏塔 温度点 模拟塔板数 苯模拟 链烷烃+ 苯再生模拟 苯回流 实验曲线 链烷烃+ 苯再生实 验曲线 塔顶蒸气温度 1 170.379 170.379 171.379 167.8276 2 170.379 170.379 3 170.379 170.380 4 170.379 170.387 DA-220-1 5 170.380 170.634 173.439 173.3027 6 170.388 178.315 DA-220-2 7 170.388 178.317 173.355 179.8502 8 170.388 178.317 DA-220-3 9 170.388 178.317 173.138 180.136 10 170.388 178.317 DA-220-4 11 170.388 178.317 170.337 178.9793 12 170.388 178.317 TI-215 13 170.388 178.317 174.791 181.7515 14 170.388 178.317 DA-210-1 15 170.388 178.317 174.700 187.0356 16 170.388 178.318 DA-210-2 17 170.388 178.318 174.719 191.2626 18 170.388 178.318 DA-210-3 19 170.388 178.320 176.403 195.5427 20 170.388 178.382 21 170.388 179.122 22 170.388 187.080 DA-210-4 23 170.393 230.409 176.306 224.8719 再沸器温度 24 170.561 291.900 175.140 265.1487
表4中的数据表明：在达到在塔内超过80摩尔％苯组成的高苯回流比下，链烷烃注入在125psig至370psig内所有压力下提供了意想不到的7至15℃温度的升高。这证明了表3所示的实施例2的实验结果。
实施例3
还可以将另一种塔操作模式，用来达到在塔的压力没有显著提高条件下的高再生温度。这种操作模式还可以使用在催化剂床顶部逆流链烷烃注入和在催化剂之下但保持回流下苯注入。通过ASPEN模拟，观察到用链烷烃注入降低苯回流比的显著的意想不到的好处。通过将苯回流量从150g/分钟减少8g/分钟，同时保持催化剂区的液相苯摩尔组成为50％至87％，可以达到200至250℃的目标再生温度。将用RAD FRAC模式的ASPEN Plus10.1用来确定蒸馏塔的组成和催化剂区中的温度。模拟数据总结于表5并且绘制于图5和图6中。数据表明：可以达到在催化剂床(塔板6至塔板18)内的恒定状态的再生温度200℃，同时保持苯液相摩尔分率为67摩尔％。在塔的顶部苯回流量为54g/分钟下达到这种塔组成和温度。类似地，苯回流量降低到18g/分钟同时仍然在催化剂区仍保持液相摩尔苯组成为49摩尔％下，达到223℃的再生温度。，可以保持这些组成为再生催化剂所需要的8至36小时。 表5 在125psig.50g/min C12.10g/min苯下，ASPEN Plus 10.1 RAD FRAC对逆流正十二烷和苯回流的模拟 苯回流量 150g/min 苯回流量 54g/min 苯回流量 18g/min模拟塔板数内部温度(C) 苯液体 摩尔分数 内部温度(C) 苯液体 摩尔分数 内部温度(C) 苯液体 摩尔分数 1 176.51 1.00000 176.04 0.99998 176.04 0.99994 2 176.51 1.00000 176.05 0.99974 176.08 0.99932 3 176.52 1.00000 176.23 0.99686 176.54 0.99193 4 176.53 0.99985 178.38 0.96204 182.08 0.90344 5 176.87 0.99461 200.69 0.67613 223.78 0.49139 6 186.55 0.87617 200.69 0.67613 223.78 0.49139 7 186.55 0.87618 200.69 0.67613 223.78 0.49139 8 186.55 0.87618 200.69 0.67613 223.78 0.49140 9 186.55 0.87617 200.69 0.67613 223.78 0.49141 10 186.55 0.87617 200.69 0.67615 223.77 0.49147 11 186.55 0.87617 200.68 0.67623 223.74 0.49164 12 186.55 0.87618 200.65 0.67657 223.66 0.49220 13 186.55 0.87618 200.62 0.67685 223.59 0.49264 14 186.55 0.87618 200.62 0.67686 223.58 0.49269 15 186.55 0.87618 200.62 0.67687 223.56 0.49286 16 186.55 0.87618 200.61 0.67694 223.48 0.49338 17 186.55 0.87618 200.58 0.67724 223.22 0.49510 18 186.55 0.87617 200.43 0.67865 222.36 0.50088 19 186.55 0.87616 199.78 0.68514 219.41 0.52122 20 186.72 0.87450 199.87 0.68420 219.46 0.52084 21 188.28 0.85885 200.40 0.67896 219.76 0.51876 22 201.14 0.75098 203.30 0.65123 221.34 0.50780 23 250.36 0.49332 217.20 0.53703 229.26 0.45651 24 306.20 0.30367 258.66 0.30356 258.66 0.30356
如表5所见，在操作压力低至125psig和具有足够的链烷烃注入的条件下，通过降低苯回流比但在塔内仍保持显著和需要的苯浓度，可以达到塔再生温度的显著升高。因此，如表5的数据所见，苯浓度从87摩尔％减少到50摩尔％将塔再生温度即从约186℃改变至约250℃。
如上面所述，逆流链烷烃注入允许选择和修改再生条件，以适宜于给定的催化剂。某些催化剂在给出的再生温度下可以要求更高的苯浓度。使用链烷烃注入和通过调节苯回流比可以达到这些条件。因此，在更低压力下，可以达到再生温度且仍保持适当的苯组成。
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目前所公开的本发明的精神以及后附权利要求的范围之内。