本发明涉及一种高粘度化合物或者低蒸汽压化合物的快速磺化中和反应的工艺及设备。
技术背景
磺化技术在化工领域有着很重要的地位，是合成多种有机产品的重要步骤。目前比较成熟且被工业化的磺化反应器主要是釜式和膜式磺化器。专利cn101367751a公开了采用反应釜进行硫酸磺化的工艺，在反应釜内先加入熔融的精萘，再按比例加入一定量105%的硫酸，一定温度下磺化一定时间，得到酸度为24-27%的磺化物。釜式磺化器虽然有诸多优点，但该类反应器效率低、返混严重、副反应多，设备体积大，制备费用、能耗高。降膜式磺化反应器近年来发展很快，专利cn1472344a公开了采用so3气相膜式磺化法对天然油脂进行了磺化，得到乳化性能好、耐电解质性能好，气味得到很大改善的皮革加脂剂。但该装置冷却能力有限，易出现局部过热，当应用于较高粘度的馏分油的磺化时易出现结焦现象，若使用溶剂（或者对低蒸汽压原料进行磺化），在大气量和气速条件下又会出现较强的脱挥现象，使溶剂或低蒸汽压原料大量挥发，带来尾气处理和原料、溶剂回收等新的问题。同时，传统工艺从磺化后到中和需要经过气液分离器、老化器、中间泵和连接管路，对于较高粘度的磺化物易堵塞或结垢在管道和设备内，导致生产终止，而且高粘度的磺化物难以搅拌，采用传统的中和反应器会导致中和不充分，中和时间长，最终会影响产品的有效物含量。
超重力反应器是提高快速反应过程微观混合效果，增强相间质量传递、迅速移热的很好反应器。采用超重力磺化器对原料进行磺化后，将磺化物快速与碱液中和可防止高粘度的磺化物对管道、设备形成的阻塞，从而解决传统工艺的难题。
技术实现要素：
本发明的目的是提供一种反应效率高、投资小、能耗低、产品有效物含量高、色泽良好的一种快速磺化中和的工艺及装置。
本发明的工艺步骤如下：
（1）在5kg/h-500kg/h的流速下，将有机物加入超重力磺化反应器中，按so3体积比为3-20%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至40-50℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1-1.5：1，将混合气通入超重力磺化反应器中，在5-130℃下进行磺化反应，磺化反应过程产生的热量通过超重力反应器的循环冷却水进行转移；
（2）步骤(1)得到的磺化产物直接进入紊流中和器，工艺水和碱水分别从工艺水进口、碱水进口进入紊流中和器，系统的压力维持在0.2-0.6mpa，在5-80℃下中和至混合物的ph为8-11，中和过程产生的热量通过紊流中和器的循环冷却水进行转移，所得混合物进入气液分离器进行气液分离，气体从气液分离器上部的排气口排出，液体产品从气液分离器的下部出料口排出。
如上所述步骤（1）的有机物为：高粘度有机物或者磺化后的磺酸为高粘度化合物的原料如重烷基苯、石油馏分油、烷基二苯醚、菜籽油、豆油、萘、苯基萘、2-氯萘、2-溴萘；低蒸汽压原料如己醇、辛醇、异己醇、异辛醇、己醇聚氧乙烯醚、辛醇聚氧乙烯醚、异己醇聚氧乙烯醚和异辛醇聚氧乙烯醚。
如上所述步骤（2）中的紊流中和器的结构见图1中的“4-紊流中和器”，该紊流中和器可以实现在无外界动力，仅在体系内部压力作用下，让流体在紊流中和器中流动冲击各种类型板原件，增加流体运动的速度梯度，形成湍流，从而实现物料之间的快速、充分中和反应。
如上所述步骤（2）中的碱水所用的碱为：氢氧化钠、氢氧化钾、氨水、单乙醇胺、二乙醇胺。
为了实现本发明的目的，设计了本发明的装置，它包括超重力磺化反应器、原料储罐、紊流中和器、气液分离器，其特征在于超重力磺化反应器的原料进口通过原料进料泵与原料储罐连接，超重力磺化反应器的底端出口通过连接管与紊流中和器的进口连接，在连接管上有工艺水进口，紊流中和器的上部有碱水进口，紊流中和器的底端出口与气液分离器连接，气液分离器底部产品出口与出料泵连接，气液分离器上部有排气口，在超重力磺化反应器和紊流中和器分别有冷却水进口和冷却水出口。
本发明与现有技术相比具有如下优点：
本发明采用气体三氧化硫作为磺化剂、超重力磺化反应器和紊流中和器进行磺化、中和的快速反应方式，工艺简单，操作简便，对环境几乎无污染，投资和运行成本低。采用超重力磺化反应器能使相间传质速率比传统反应器提高1-3个数量级，使得反应效率提高、防止反应器内局部过磺化和有机物脱挥等现象，能够得到活性物含量高、色泽好的磺化产品；对磺化后的产物迅速在紊流中和器内进行充分的中和反应，使其快速形成易于流动的中和物，避免了磺化物在输送过程中造成的管道和泵的堵塞，能够得到活性物含量在30-70wt%的产品。
该方法特别适合高粘度化合物或者低蒸汽压化合物的快速磺化、中和反应。
附图说明
图1是本发明的装置示意图。
如图所示，1是超重力磺化反应器、2是原料进料泵、3是原料储罐、4是紊流中和器、5是气液分离器、6是出料泵，7是连接管，8是工艺水进口，9是碱水进口，10是产品出口，11是冷却水进口，12是冷却水出口，13是排气口。
具体实施方式
实施例1
本发明的装置，它包括超重力磺化反应器1、原料储罐3、紊流中和器4、气液分离器5，其特征在于超重力磺化反应器1的原料进口通过原料进料泵2与原料储罐3连接，超重力磺化反应器1的底端出口通过连接管7与紊流中和器4的进口连接，在连接管7上有工艺水进口8，紊流中和器4的上部有碱水进口9，紊流中和器4的底端出口与气液分离器5连接，气液分离器5底部产品出口10与出料泵6连接，气液分离器5上部有排气口13，在超重力磺化反应器1和紊流中和器4分别有冷却水进口11和冷却水出口12。
通过计量泵2控制5kg/h的流速下，将重烷基苯从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为8%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至50℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.15：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.2mpa，进入超重力磺化反应器的so3与重烷基苯快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为50℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和氢氧化钾碱水分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在45℃时中和至混合物的ph为10，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在50%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为48.1wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为5.4wt%，色泽按照gb/t8447-2008进行测定其klett值为13。
实施例2
通过计量泵控制20kg/h的流速下，将菜籽油从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为10%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至45℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.2：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.3mpa，进入超重力磺化反应器的so3与菜籽油快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为80℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和氢氧化钠碱水分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在50℃时中和至混合物的ph为8，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在30%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为30.3wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为1.1wt%，色泽按照gb/t8447-2008进行测定其klett值为15。
实施例3
通过计量泵控制50kg/h的流速下，将苯基萘从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为20%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至50℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.5：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.6mpa，进入超重力磺化反应器的so3与苯基萘快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为130℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和氢氧化钾碱水分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在80℃时中和至混合物的ph为9，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在30%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为31.3wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为1.6wt%，色泽按照gb/t8447-2008进行测定其klett值为14。
实施例4
通过计量泵控制100kg/h的流速下，将己醇从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为4%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至40℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.02：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.2mpa，进入超重力磺化反应器的so3与己醇快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为20℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和氨水分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在30℃时中和至混合物的ph为10，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在30%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为30.8wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为0.5wt%，色泽按照gb/t8447-2008进行测定其klett值为10。
实施例5
通过计量泵控制200kg/h的流速下，将辛醇聚氧乙烯醚从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为5%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至40℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.05：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.3mpa，进入超重力磺化反应器的so3与辛醇聚氧乙烯醚快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为25℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和氢氧化钠碱水分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在25℃时中和至混合物的ph为11，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在70%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为68.9wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为1.8wt%，色泽按照gb/t3143进行测定其hazen值为9。
实施例6
通过计量泵控制500kg/h的流速下，将异辛醇从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为3%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至40℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.2mpa，进入超重力磺化反应器的so3与异辛醇快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为5℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和单乙醇胺水溶液分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在5℃时中和至混合物的ph为10，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在30%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为30.6wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为0.7wt%，色泽按照gb/t8447-2008进行测定其klett值为8。
实施例7
通过计量泵控制500kg/h的流速下，将异己醇聚氧乙烯醚从原料储罐3通过原料泵2泵入超重力磺化反应器1中，按so3体积比为3.5%，将气体so3与露点低于-50℃干燥空气混合，并冷却至40℃形成混合气，按so3与有机原料的气液比为1.05：1，将混合气连续通入超重力磺化反应器1中，反应体系的压力为0.2mpa，进入超重力磺化反应器的so3与异辛醇快速反应，产生的热量通过循环冷却水进行转移，控制磺化反应的温度为25℃。磺化后的产品直接进入紊流中和器4，工艺水和二乙醇胺水溶液分别从工艺水进口8、碱水进口9进入紊流中和器4，实现瞬间动态中和，在20℃时中和至混合物的ph为10，中和过程释放的热量通过循环冷却水进行转移。活性物含量通过控制工艺水的进量控制在70%。所得混合物进入气液分离器5进行气液分离，气体从气液分离器5上部的排气口排出，液体产品从气液分离器5的下部出料口排出。所得产品的活性物含量按照gb/t5173-1995进行测定其值为71.6wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989进行测定其值为1.6wt%，色泽按照gb/t3143进行测定其hazen值为9。