一种立式烷基化反应装置和反应方法与流程

本发明涉及一种液体酸烷基化反应装置和反应方法，特别是涉及一种液体酸催化的异构烷烃与烯烃的烷基化反应装置和反应方法。

背景技术：

异构烷烃与烯烃的烷基化反应，主要是指异丁烷与丁烯的烷基化反应，其反应的实质是在酸性催化剂的存在下，把烷烃分子加到烯烃分子上的有机加成反应。烷基化反应是石化工业中一个重要的工艺过程。异丁烷与丁烯在强酸催化剂作用下反应生成的异构c8烷烃，称为烷基化汽油。烷基化汽油具有高辛烷值(ron94～96)和低reid蒸汽压，硫含量、烯烃含量极低，无苯和芳烃，是优良的汽油调和组分。采用新配方汽油作为汽油发动机的燃料，将会大大缓和由于汽油尾气排放造成的城市空气污染。就此意义而言，烷基化汽油是一种环境友好的石油化工产品。

目前工业上烷基化反应所采用的催化剂主要为浓硫酸或氢氟酸等液体强酸。典型的烷基化反应工艺仍采用卧式搅拌釜反应器，而异丁烷和丁烯烷基化反应是典型的双液相反应，相间传质速率决定了宏观反应速率。此类反应体系中，在两相充分分散混合的情况下，烯烃能够很快实现完全转化，如果反应时间过长，开始形成的具有高辛烷值的三甲基戊烷(tmp)就会和强酸性的催化剂继续接触，会引起tmp向低辛烷值的dmh的异构化。因此，采用常规搅拌反应釜难以实现在获得高转化率的同时获得高辛烷值的产品。

异构烷烃与烯烃的烷基化反应属于不互溶液-液两相反应，不互溶液-液两相的混合效果对液-液反应的转化率和选择性具有重要影响。目前已有的液-液两相混合反应器主要有搅拌釜、静态混合器、撞击流混合器以及喷射式混合器等。

cnzl200520078557.3公开了一种硫酸法烷基化工艺中的卧式反应器，主体是一个卧式压力容器，有一个内循环套筒、一个列管式取热管束、一个封头处的螺旋搅拌桨。反应进料和循环酸进入搅拌桨的吸入侧，在搅拌桨的驱动下，反应物料迅速扩散并与酸形成乳化液，乳化液在反应器内不停地高速循环并发生反应。在反应器的排出侧，一部分乳化液排出到酸沉降罐，进行酸的分离。酸由于比重较大而沉入沉降罐底部，然后返回到搅拌桨的吸入侧。反应物混合过程在整个卧式反应器中完成，混合的空间尺寸为整个反应器，时间适度在20-30分钟，属于宏观混合的范畴。这种反应器内的返混较大，不利于提高反应的选择性。

us6194625b1公开了一种分段进料的烷基化反应器，反应区被分隔成几个串联的区段，将新鲜原料分割成几股分别引入每个反应区段，而循环使用的酸烃乳液则是串流式的，每个反应区段内采用机械搅拌的方式进行混合。这种结构虽然克服了返混较大的问题，但结构过于复杂。另外，这两种反应器都采用了固定电机驱动搅拌桨，很容易因密封不严而反生泄漏。

cn100348559c提出了一种离子液体催化烷基化反应方法即反应器装置，是在超重力旋转装置中完成离子液体催化异构烷烃与烯烃的液-液相烷基化反应。该发明提供的旋转床反应器装置包括：反应器壳体，壳体上有加料口及出料口，反应器壳体内装有由转子、填料层组成的旋转填充床，其中有进料管、料液喷头，旋转填充床位于壳体上部，壳体下部为储液罐，在反应器中心装有搅拌装置，可对储液罐的反应物料进行搅拌，储液罐与料液循环泵连接构成旋转床循环反应器，循环泵的吸入管入口处连有混合器，在混合器上开有烷烯料液吸入口和离子液体进口，反应后的部分料液和离子液体在混合器混合，循环泵的出料口连接旋转填充床的进料管，循环泵把混合后的料液送至旋转填充床进行循环反应，在储液罐上装有液位控制计，控制料液的停留时间。这种结构的反应器能够强化反应物与酸烃乳液间的混合，但结构仍过于复杂，不容易扩大生产规模。

us3281213提出了一种立式烷基化反应器，其主体是一根提升管，提升管与一个卧式罐相连接，卧式罐内装有酸烃乳液，参与反应的异构烷烃和烯烃通过提升管底部的喷嘴喷入，喷射造成的引力带动着卧式罐中的酸烃乳液一起进入提升管，反应即在这根提升管反应器中进行。提升管顶端连接有一个分离罐，用于反应产物的分离。分离后的酸烃乳液循环进入提升管底部的卧式罐。这种结构没有采用机械传动构件，解决了内置搅拌桨带来的一系列问题。但是，提升管中酸烃乳液与其他反应物的混合并不能令人满意，另外，整个反应器系统采用了一个提升管、两个卧式罐和一根下降管，设备庞大、结构也不够紧凑。

技术实现要素：

本发明的目的之一是提供一种包括两段组合立式反应器的烷基化反应装置；本发明的目的之二是依据液体酸催化异构烷烃与烯烃反应时烯烃反应快和氢转移反应慢的特点，提供一种在一段反应器强化了烯烃初始反应时在酸烃乳液中的分散强度，并在二段反应器中加入了一种酸催化剂助剂和循环异丁烷，强化了异构烷烃在液体酸中的溶解度，加快了氢转移反应的烷基化反应方法。

本发明的目的之一通过以下技术方案实现的：

一种立式烷基化反应装置，其特征在于包括一段反应器(1)、分离器(2)、聚结器(3)、循环酸泵(4)、循环烃泵(5)、脱异丁烷塔(6)、压缩机(7)、异丁烷返回线(8)、循环酸管线(9)、新鲜原料进料线(10)、混合酸烃排出管线(11)，气相排出管线(12)，聚结酸返回线(13)，循环烃线(14)，聚结烃相返回线(15)，分离酸相返回线(16)，分离烃相采出管线(17)，循环异丁烷线(18)，脱异丁烷塔进料线(19)，正丁烷采出线(20)，烷基化产物采出线(21)，二段反应器(22)，反应进料预混器(23)，酸催化剂进料线(24)，管线(25)；其中，所说的一段反应器(1)通过管线(25)与二段反应器(22)连接，酸催化剂助剂进料线(24)与管线(25)通联；二段反应器(22)出口设置混合酸烃排出管线(11)与分离器(2)连接，分离器(2)下部设置分离酸相返回线(16)与酸循环泵(4)连接，分离器(2)与聚结器(3)通过分离烃相采出线(17)连接，聚结器(3)下部有聚结酸返回线(13)与酸循环泵(4)连接，酸循环泵(4)再通过循环酸管线(9)与一段反应器(1)的底部连接；聚结器(3)中部设置聚结烃相返回管线(15)与循环烃泵(5)连接，循环烃泵(5)再经聚结烃相返回管线(15)与反应进料预混器(23)连接，新鲜原料进料管线(10)也与反应进料预混器(23)连接；气相排出管(12)用于排出分离器(2)的气相组分，所述气相组分经压缩机(7)压缩冷凝后通过异丁烷返回管线(8)与循环异丁烷线(18)混合，并与酸催化剂进料线(24)连接；聚结器(3)中分离出的烷基化流出物经脱异丁烷塔进料线(19)进入脱异丁烷塔(6)，其塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经循环异丁烷线(18)并入异丁烷返回管线(8)，塔中上部设置正丁烷采出线(20)用以采出正丁烷，塔釜设置烷基化产物采出线(21)用于采出烷基化产物；所述的一段反应器(1)设置有自下而上的b反应区和a反应区，并在a反应区和b反应区中均设置内扰流件且使设置了内扰流件的a反应区的混合强度大于设置了内扰流件的b反应区的混合强度；所述的二段反应器(22)中也设置内扰流件且二段反应器(22)的混合强度小于一段反应器(1)的b反应区的混合强度。

本发明的目的之二是通过以下技术方案实现的：

一种烷基化反应方法，其特征在于，烷基化反应段采用立式反应器，反应部分分为两段；在一段反应器(1)中，来自新鲜原料进料线(10)的进料烯烃馏分先与来自循环烃线(14)的循环烃在反应进料预混器(23)混合，再在b反应区底部侧面与一段反应器(1)底部进入的来自循环酸管线(9)的循环酸混合反应，然后进入a反应区，待混合物经强混反应接触0.01～10s、进料烯烃完全反应后进入二段反应器(22)；在二段反应器(22)中，来自异丁烷返回线(8)的返回异丁烷、来自循环异丁烷线(18)的循环异丁烷和可选的、来自酸催化剂进料线(24)的酸催化剂助剂进入二段反应器(22)底部入口，与一段反应器(1)中流出并经管线(25)的物料在二段反应器(22)混合接触反应0.1～10min，然后减压进入分离器(2)，分离器(2)中压力控制为0.005～0.18mpa使碳四烷烃汽化并带走反应热，分离器(2)下部得到的酸相经分离酸相返回线(16)及循环酸泵(4)增压后经循环酸管线(9)循环回到一段反应器(1)的底部；分离器(2)上部分离出的气相组分经气相排出线(12)进入压缩机(7)，经压缩机(7)压缩冷凝后与来自循环异丁烷线(18)的循环异丁烷、来自酸催化剂进料线(24)的酸催化剂以及可选加入的酸催化剂助剂进入二段反应器(22)底部入口；分离器(2)中部所分离出的烃相进入聚结器(3)，聚结器(3)分离出的烃相大部分经聚结烃相返回线(15)在循环烃泵(5)中增压后进入反应进料预混器(23)并控制反应原料温度，混合降温后的混合料进入一段反应器(1)的底部侧面进料；聚结器(3)下部所分离出的酸相经管线(13)进入循环烃泵(4)；聚结器(3)上部采出小部分烃相经脱异丁烷塔进料线(19)进入脱异丁烷塔(6)，塔顶得到的异丁烷经循环异丁烷线(18)循环回二段反应器(22)底部入口，塔釜得到烷基化产物经烷基化产物采出线(21)采出，经正丁烷采出线(20)采出正丁烷。

本发明依据液体酸催化异构烷烃与烯烃反应时烯烃反应快和氢转移反应慢的特点提供一种两段绝热组合反应器，不但在一段反应器强化了烯烃初始反应时在酸烃乳液中的分散强度，并优选的在二段反应器中加入了一种酸催化剂助剂以及循环异丁烷，强化了异构烷烃在液体酸中的溶解度，加快了氢转移反应，加快了宏观上的烷基化反应速率，从而提高了反应转化率以及反应产物的选择性，同时该反应器更适合工业规模的反应过程。

本发明采用立式组合混合反应器和自汽化分离器结合的方式，使反应区出来的混合物料在自汽化分离器中减压闪蒸，快速汽化的异丁烷的大量汽化强化了加快了反应热的移除。两段反应控制温度不同、混合强度不同，进一步降低了动力消耗和冷剂使用量，从而降低了装置能耗。

本发明采用反应流出物中酸烃相分离后分别循环的方式，有利于控制反应的酸烃比，同时有利于控制反应原料进料温度，加强操作的稳定性。

附图说明

附图是本发明的装置的示意图。

图中，1-一段反应器、2-分离器、3-聚结器、4-循环酸泵、5-循环烃泵、6-脱异丁烷塔、7-压缩机、8-异丁烷返回线、9-循环酸管线、10-新鲜原料进料线、11-混合酸烃排出管线、12-气相排出管线、13-聚结酸返回线、14-循环烃线、15-聚结烃相返回线、16-分离酸相返回线、17-分离烃相采出线、18-循环异丁烷线、19-脱异丁烷塔进料线、20-正丁烷采出线、21-烷基化产物采出线、22-二段反应器，23-反应进料预混器，24-酸催化剂进料线，25-管线。

具体实施方式

本发明提供的立式烷基化反应装置中，一段反应器(1)直径在50～2000mm,二段反应器(22)直径在200～3000mm，优选的，一段反应器(1)直径在100～1500mm；二段反应器(22)直径在500～2000mm。所述的内扰流件为静态扰流件或者动态扰流件。静态扰流件选自kenics、smx、sv、sh、sk、sx、sl、东利hi型之一。

本发明提供的立式烷基化反应装置中，一段反应器(1)设置有自下而上的b反应区和a反应区，并在a反应区和b反应区中均设置内扰流件且使设置了内扰流件的a反应区的混合强度大于设置了内扰流件的b反应区的混合强度；所述的二段反应器(22)中也设置内扰流件且二段反应器(22)的混合强度小于一段反应器(1)的b反应区的混合强度。

本发明根据不同反应的需要设置不同混合强度的反应区，可以控制适宜的反应强度及反应时间，从而节省装置投资和装置能耗。a反应区的混合强度大于b反应区，可以使进料烯烃在较短时间内快速分散快速反应完全。所述的混合强度采用液滴的平均液滴直径表示，平均液滴直径的测定方法见“叶楚宝等，‘smv型sulzer静态混合器分散性能的研究’，化学工程，1983，第1期，p51～57”。在满足a反应区和b反应区中均设置内扰流件且使设置了内扰流件的a反应区的混合强度大于设置了内扰流件的b反应区的混合强度、所述的二段反应器(22)中也设置内扰流件且二段反应器(22)的混合强度小于一段反应器(1)的b反应区的混合强度的前提下，通常控制一段反应器(1)a反应区平均液滴直径在10～1000μm、优选控制在50～500μm，控制一段反应器(1)b反应区平均液滴直径在100～5000μm、优选控制在500～1000μm，控制二段反应器反应器(22)的混合强度平均液滴直径在500～10000μm、优选控制在600～3000μm。

所说的分离器(2)中分离出的酸烃相分别循环，酸相经酸循环泵(4)循环，烃相经聚结器(3)后由循环烃泵(5)循环。酸烃循环线优选分别采用一路循环。上述具体结构和数量可以根据反应器规模及物料性质，按本领域一般知识设计确定。

在分离器(2)正常控制液面以下设置反应酸相排出口，设在分离器(2)底部，烃相排出口优选在液面中上部经分离烃相采出线(17)与聚结器(3)连接。分离器(2)下部酸相经循环酸泵(4)连接，循环酸泵(4)再通过循环酸管线(9)与一段反应器(1)底部连接。

气体排出管线(12)用于排出气相组分，气相组分经压缩机压缩冷凝后并入反应进料预混器(23)。

聚结器(3)下部的酸相经聚结酸返回线(13)返回到循环酸泵(4)入口。聚结器(3)中上部经聚结烃相返回线(15)与循环烃泵(5)连接，循环烃泵(5)再经聚结烃相返回线(15)与反应进料预混器(23)连接，用于稀释反应原料并控制反应原料温度。

聚结器(3)顶部分离出的烷基化流出物经脱异丁烷塔进料线(19)进入脱异丁烷塔(6)，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经循环异丁烷线(18)并入异丁烷返回线(8)，塔中上部经正丁烷采出线(20)采出正丁烷，塔釜经烷基化产物采出线(21)采出烷基化产物。

本发明提供的装置依据液体酸催化异构烷烃与烯烃反应时烯烃反应快和氢转移反应慢的特点，在一段反应器强化了烯烃初始反应时在酸烃乳液中的分散强度，并在二段反应器中可选加入了一种酸催化剂助剂、循环异丁烷，强化了异构烷烃在液体酸中的溶解度，加快了氢转移反应，加快了宏观上的烷基化反应速率，抑制烷基化副反应的进行，从而在保证反应后产品具有高辛烷值的前提下降低了进入物料中的异丁烷的循环量，降低装置的能耗，具有很强的工业实用性。

本发明还在上述立式烷基化反应装置的基础上提供了一种烷基化反应方法，其特征在于，烷基化反应段采用立式反应器，反应部分分为两段；在一段反应器(1)中，来自新鲜原料进料线(10)的进料烯烃馏分先与来自循环烃线(14)的循环烃在反应进料预混器(23)混合，再在b反应区底部侧面与一段反应器(1)底部进入的来自循环酸管线(9)的循环酸混合反应，然后进入a反应区，待混合物经强混反应接触0.01～10s、进料烯烃完全反应后进入二段反应器(22)；在二段反应器(22)中，来自异丁烷返回线(8)的返回异丁烷、来自循环异丁烷线(18)的循环异丁烷和可选的、来自酸催化剂进料线(24)的酸催化剂助剂进入二段反应器(22)底部入口，与一段反应器(1)中流出并经管线(25)的物料在二段反应器(22)混合接触反应0.1～10min，然后减压进入分离器(2)，分离器(2)中压力控制为0.005～0.18mpa使碳四烷烃汽化并带走反应热，分离器(2)下部得到的酸相经分离酸相返回线(16)及循环酸泵(4)增压后经循环酸管线(9)循环回到一段反应器(1)的底部；分离器(2)上部分离出的气相组分经气相排出线(12)进入压缩机(7)，经压缩机(7)压缩冷凝后与来自循环异丁烷线(18)的循环异丁烷、来自酸催化剂进料线(24)的酸催化剂以及可选加入的酸催化剂助剂进入二段反应器(22)底部入口；分离器(2)中部所分离出的烃相进入聚结器(3)，聚结器(3)分离出的烃相大部分经聚结烃相返回线(15)在循环烃泵(5)中增压后进入反应进料预混器(23)并控制反应原料温度，混合降温后的混合料进入一段反应器(1)的底部侧面进料；聚结器(3)下部所分离出的酸相经管线(13)进入循环烃泵(4)；聚结器(3)上部采出小部分烃相经脱异丁烷塔进料线(19)进入脱异丁烷塔(6)，塔顶得到的异丁烷经循环异丁烷线(18)循环回二段反应器(22)底部入口，塔釜得到烷基化产物经烷基化产物采出线(21)采出，经正丁烷采出线(20)采出正丁烷。

通常，多数烷基化方法的目的是将异构烷烃(或芳烃)和轻烯烃与酸性催化剂紧密接触，反应生成烷基化产物。在石油炼制工业中，脂肪烃与烯烃的酸催化烷基化是众所周知的方法。本发明所指烷基化是指异构烷烃与烯烃在强酸催化下，产生如辛烷值高于原料、沸程为汽油范围馏分的加工过程。本发明所涉及的烷基化一般为异丁烷与c3-c5烯烃馏分的反应，特别适用于异丁烷与碳四烯烃的反应。

所说的液体酸为浓硫酸、强酸性离子液体或以浓硫酸为主的混合酸，所说的液体酸优选采用浓度为90％～99.2％的浓硫酸和以浓硫酸为主的混合酸。

所述的酸催化剂助剂为环烷酸、硫酸、磷酸、己二酸等低碳酯的一种或者几种的复配物，优选为硫酸低碳酯的一种或几种复配物，例如选自硫酸乙酯、亚硫酸丙酯、硫酸丁酯、硫酸己酯等，更优选为硫酸丁酯与硫酸己酯的复配物，二者的质量比为1：(0.5～2)、最优选二者的质量比为1:1。所述的催化剂助剂加入量为烯烃进料浓度的0.001～0.1质量％、优选0.01～0.05质量％。

在一段反应器(1)中进料烯烃完全反应，在二段反应器(22)中完成烷基化反应。

两段烷基化反应器反应温度不同，一段反应器(1)温度控制在10～50℃，二段反应器(22)温度控制在-7～15℃，且二段反应器温度小于一段反应器温度。优选的，一段反应器(1)温度控制在在20～30℃，二段反应器(22)温度控制在-1.5～4℃。

一段反应器(1)和二段反应器(22)反应压降不同，一段反应器压降控制在0.1～2.0mpa，二段反应器压降控制在0.01～0.5mpa。优选的，一段反应器压降控制在0.2～1.0mpa，二段反应器压降控制在0.02～0.1mpa。

所说的第一反应段进料烯烃与酸烃乳液混合接触时间为0.01～10s，优选为0.1～3s。循环异丁烷和液体酸催化剂助剂从二段反应器入口注入。所说的第二反应段反应原料、循环异丁烷、液体酸催化剂及助剂混合接触反应0.1～15min，优选为0.5～5min。在烷基化反应方法中，酸烃体积比0.8～1.5:1，优选为1～1.2:1，更优选为1～1.1:1。

所说的分离器(2)压力为0.01-0.18mpa。

下面结合附图对本发明的装置和烷基化反应方法进行具体说明，但并不因此而限制本发明的内容。

实施例中含有烯烃的烷基化反应原料(即碳四液化气)采用mtbe醚后碳四烷烃混合气，混合气中质量百分含量为丙烷0.098％、异丁烷39.36％、正丁烷13.51％、异丁烯1.39％、1-丁烯14.70％、顺丁烯14.92％、反丁烯16.0％、戊烷0.022％。

实施例1

本实施例说明以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用sv型，混合器直径25mm；二段反应器静态扰流件采用sx型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为275μm、98μm、1558μm。

烷基化催化剂浓硫酸(浓度为98.5％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应进料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器1的侧面部位，反应温度控制在25℃。在一段反应器1中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器1中停留2s使进料中的烯烃反应完全。一段反应后的物料、循环异丁烷混合均匀的物料进入二段反应器22，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器22中停留反应2.5min，二段反应器22的反应流出物减压进入分离器2，分离器2中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器1主流道。分离器2上部经气相排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器2压力在0.025mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出管线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸管线9返回到一段反应器1入口，聚结器3中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到进料预混器(23)。聚结器3顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经循环异丁烷线18并入异丁烷返回管线8，塔釜经烷基化产物采出管线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点196℃，ron值96.3、mon值93.4。

对比例1

本对比例提供一种以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置，与实施例1的区别在于一段反应器a反应区和b反应区的混合强度相同。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；二段反应器静态扰流件采用sx型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为275μm、275μm、1558μm。

烷基化催化剂浓硫酸(浓度为98.5％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃。在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器1中停留2s使进料中的烯烃反应完全。一段反应后的物料、循环异丁烷混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器22中停留反应2.5min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.025mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点196℃，ron值95.5、mon值92.5。

对比例2

本对比例提供一种以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置，与实施例的区别在于一段反应器中a反应段的混合强度小于b反应段的混合强度。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用kenics型，混合器直径50mm；二段反应器静态扰流件采用sx型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为275μm、425μm、1558μm。

烷基化催化剂浓硫酸(浓度为98.5％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃。在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器中停留2s使进料中的烯烃反应完全。一段反应后的物料、循环异丁烷混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器中停留反应2.5min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.025mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点196℃，ron值95.1、mon值91.8。

对比例3

本对比例提供一种以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置，与实施例1的区别在于二段反应器不设置内扰流件。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；二段反应器直径100mm，反应器内部不设扰流件；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区混合强度分别为275μm、98μm。

烷基化催化剂浓硫酸(浓度为98.5％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃。在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器中停留2s使进料中的烯烃反应完全。一段反应后的物料、循环异丁烷混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器中停留反应2.5min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.025mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线8，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点196℃，ron值95.6、mon值92.7。

对比例4

本对比例提供一种以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置，与实施例1的区别在于二段反应器虽然设置内扰流件但二段反应器的混合强度大于一段反应器的b反应区的混合强度。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用kenics型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用sv型，混合器直径25mm；二段反应器静态扰流件采用sx型，混合器直径40mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为275μm、98μm、210μm。

烷基化催化剂浓硫酸(浓度为98.5％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃。在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器中停留2s使进料中的烯烃反应完全。一段反应后的物料、循环异丁烷混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器中停留反应2.5min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.025mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点196℃，ron值95.8、mon值92.8。

实施例2

本实施例提供的一种以浓硫酸为烷基化催化剂的方法和装置。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用sk型，混合器直径30mm；一段反应a区静态扰流件采用东利hi型，混合器直径25mm；二段反应器静态扰流件采用sl型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为175μm、88μm、1228μm。

烷基化催化剂浓硫酸和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃，在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器中停留1.5s使进料中的烯烃反应完全。反应后的物料与循环异丁烷、磷酸三丁酯(助剂占烯烃进料浓度的0.05％)，混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器中停留反应3.0min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.035mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点195℃，ron值96.6，mon值94.6。

实施例3

本实施例提供的一种以强酸性alcl3型离子液体为烷基化催化剂的方法和装置。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用sl型，混合器直径60mm；一段反应a区静态扰流件采用smv型，混合器直径40mm；二段反应器静态扰流件采用kenics型，混合器直径80mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为655μm、478μm、1102μm。

烷基化催化剂强酸性alcl3型离子液体(浓度为95.0％，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，反应温度控制在2℃，混合物料在一段反应器中停留1.5s使进料中的烯烃反应完全。反应后的物料与循环异丁烷、磷酸三丁酯(助剂占烯烃进料浓度的0.05％)，混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在2℃，混合物料在二段反应器中停留反应1.5min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.04mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点198℃，ron值96.1，mon值93.0。

实施例4

本实施例提供以浓硫酸和三氟甲磺酸为烷基化催化剂的方法和装置。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用sv型，混合器直径40mm；一段反应a区静态扰流件采用sv型，混合器直径30mm；二段反应器静态扰流件采用sk型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为275μm、182μm、1367μm。

烷基化催化剂浓硫酸和三氟甲磺酸(浓硫酸：三氟甲磺酸＝3:1，下同)和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料充分混合，进入到一段反应器的侧面部位，在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，反应温度控制在20℃，混合物料在一段反应器中停留1.0s使进料中的烯烃反应完全。反应后的物料与循环异丁烷、磷酸三丁酯(助剂占烯烃进料浓度的0.02％)，混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在4℃，混合物料在二段反应器中停留反应5.0min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.05mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油干点197℃，ron值96.4.0，mon值93.5。

实施例5～7

实施例5～7同实施例2的混合反应器设置和反应参数，区别在于加入的催化剂助剂的种类不同。

设计一组混合反应器：一段反应b区静态扰流件采用sk型，混合器直径30mm；一段反应a区静态扰流件采用东利hi型，混合器直径25mm；二段反应器静态扰流件采用sl型，混合器直径100mm；在介质温度25℃，循环酸烃流量为2.0m³/h条件下，一段反应器b区、a区、二段反应器混合强度分别为175μm、88μm、1228μm。

烷基化催化剂浓硫酸和循环酸经循环酸泵4打入一段反应器1的主流道，循环烃经循环烃泵5返回到烷基化反应原料预混器23，与反应原料进入到一段反应器的侧面部位，反应温度控制在25℃，在一段反应器中酸烃相发生强烈混合作用，混合物料在一段反应器中停留1.5s使进料中的烯烃反应完全。反应后的物料与循环异丁烷、硫酸丁酯与硫酸己酯(质量比1:1)的复配物(助剂占烯烃进料浓度的0.025％)，混合均匀的物料进入二段反应器，反应温度控制在-1℃。混合物料在二段反应器中停留反应3.0min，二段反应器的反应流出物减压进入分离器2，分离器中部分汽化的异丁烷蒸发及时取走反应热。分离器中分离出的大部分酸相经管线9由循环酸泵4打回一段反应器主流道。分离器上部经气体排出管12排出的气相组分(主要为异丁烷)经压缩机7压缩冷凝后返回到循环异丁烷线18上。控制分离器压力在0.035mpa左右，分离器中分离出的烃相经分离烃相采出线17进入聚结器3。聚结器3下部的酸相通过循环酸线9返回到一段反应器入口，聚结器中上部的烃相经聚结烃相返回线15返回到原料预混器(23)。聚结器顶部分离出的烷基化液相产物进入脱异丁烷塔6，塔顶分出的气相异丁烷冷凝后经异丁烷返回线18并入异丁烷返回线(8)，塔釜经烷基化产物采出线21采出烷基化产物。

实施例5～7得到的烷基化反应产物经过蒸馏脱除碳四组分，获得的烷基化油性能见表1，表1中同时列出没有助剂参与的实施例2的烷基化油的性质。

表1

由表1可以看出，采用浓硫酸和硫酸丁酯与硫酸己酯(质量比1:1)复配物的反应结果优于浓硫酸和硫酸丁酯与硫酸己酯(质量比1:2)复配物，浓硫酸和硫酸丁酯与硫酸己酯(质量比1:2)复配物优于浓硫酸和磷酸三丁酯助剂，浓硫酸和磷酸三丁酯助剂优于不添加助剂的浓硫酸。

以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明披露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，都应涵盖在本发明的保护范围内。因此，本发明的保护范围应该以权利要求的保护范围为准。