CN102510850A - 改造hf或硫酸烷基化单元的方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种将HF或硫酸烷基化单元改造为离子液体烷基化单元的方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且，所述方法包括下述步骤中的一项或多项：i)设置用于将至少一部分的所述反应器流出物再循环至所述反应器单元的装置；ii)设置用于将至少一部分的所述包含烷基化油的烃相再循环至所述反应器单元的装置；和/或iii)用环流反应器替代所述反应器单元。本发明还提供另外三种改造HF或硫酸烷基化单元的方法。

Description

改造HF或硫酸烷基化单元的方法

本发明提供改造HF或硫酸烷基化单元的方法。

对烷基化油燃料调和原料的需求不断增加。作为燃料调和成分，烷基化油在具有高辛烷值性质的同时还具有低蒸汽压且不含烯烃或芳香族物质。

几乎所有的烷基化油都是通过使异丁烷与丁烯在适合的酸性催化剂存在下反应而制得的。使用最多的催化剂是HF(氢氟酸)和硫酸。虽然非常成熟，但这些方法仍有许多缺点。对于HF而言，必须采取严格的健康措施和安全措施，这需要大量的投资。对于硫酸而言，从经济学角度讲，催化剂的大量消耗和需要提供冷却用设备是不利的。

最近，作为HF和硫酸所催化的烷基化工艺的替代，使用离子液体催化剂用烯烃来烷基化异链烷烃已引起关注。

在例如US7285698中，公开了一种制造烷基化油的方法，该方法使用复合离子液体催化剂来使异丁烷与丁烯反应。在US7285698的方法中，将异丁烷和丁烯供给至反应器单元中，并且通过使反应物与复合离子液体在烷基化条件下接触来形成烷基化油。将反应器流出物分离为烃相和离子液体相。将离子液体相再循环至反应器单元中，同时处理烃相来取得烷基化油。

目前的烷基化单元一直是为HF或硫酸(亦称作SA)催化剂专门设计的，并不十分适合使用另外的催化剂，例如离子液体(亦称作IL)催化剂。在例如Liu等(Z.Liu，R.Zhang，C.Xu，R.Xia，Ionic liquid alkylation process produces high-quality gasoline，Oiland Gas Journal，第104卷，第40期，2006)中提到，为了使用IL催化剂，可以将硫酸烷基化单元改型。在Liu等中提议增加用于再循环IL的调压罐并修改沉降器内部来加强IL的分离。然而，Liu等发现，改型后的烷基化单元的性能并未达到最佳。

因此，本领域中需要将HF或SA烷基化单元改造为IL烷基化单元的改进方法。

已发现，通过修改已有的烷基化单元，可以提高为用作IL烷基化单元而改造过的HF或SA烷基化单元的性能。

因此，本发明提供将HF或硫酸烷基化单元改造成离子液体烷基化单元的第一种方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且

所述方法包括下述步骤中的一项或多项：

i)设置用于将至少一部分的所述反应器流出物再循环至所述反应器单元的装置；

ii)设置用于将至少一部分的所述包含烷基化油的烃相再循环至所述反应器单元的装置；和/或

iii)用环流反应器替代所述反应器单元。

本发明涉及将HF或SA烷基化单元改造为IL烷基化单元的第一种方法。本文所述的改造是指，对设计用来运行特定工艺的已有单元或工艺设备进行修改或改变，从而使其适合运行其他工艺。使用所获得的IL烷基化单元，通过使异链烷烃与烯烃在IL催化剂存在下在烷基化条件下反应，来生产烷基化油。常见的IL烷基化条件(或工艺条件)在本领域中是已知的，因此应认识到的是，实际的运行工艺条件尤其依赖于反应物和催化剂的确切组成。

反应器单元中的温度优选为-20℃～100℃、更优选为0～50℃，但温度必须高至足以保证离子液体为其液体形式。

为了抑制在反应器中形成蒸汽，在压力下进行上述过程，反应器中的压力优选为0.1MPa～1.6MPa。

烷基化过程可以是半连续过程或连续过程。通常，异链烷烃是异丁烷或异戊烷，烯烃是含有2～8个碳原子、更优选3～6个碳原子、进一步优选4或5个碳原子的烯烃。适合的烯烃的实例包括丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、1-戊烯、2-戊烯、2-甲基-1-丁烯、3-甲基-1-丁烯、2-甲基-2-丁烯。

在IL烷基化过程中，将新鲜的异链烷烃和烯烃以一定的摩尔比供应到该过程中，其中所述摩尔比优选为1以上，通常为1∶1至40∶1，更优选为1∶1至20∶1。对于连续反应的情况，通过将一种或多种含有异链烷烃的物流再循环，可以将过量的异链烷烃再循环到反应器单元中。

下文所述的下游是指从反应器单元到分馏器单元的流体流动路径的方向。本文所述的上游是指相反的方向，即从分馏器单元到反应器单元。

已有的HF和SA烷基化单元至少包含用于使反应物与催化剂接触的反应器单元。反应器单元优选包含至少一个反应物进口和至少一个反应器流出物出口。优选的是，反应器单元还包含至少一个催化剂进口。设置在硫酸烷基化单元中的常见反应器单元是所谓的Stratco接触器。在例如Stratco接触器中，烃反应物与催化剂一起被导入U形反应器流体流动路径中。对于HF烷基化而言，常见的反应器包括例如Stratco接触器、重力循环反应器和乳液反应器。

通常，在反应器流体流动路径中设置冷却管来除去放热的烷基化反应所产生的热量。作为另一选择，对酸再循环物流实施冷却。反应器单元的流出物是催化剂和烃相的混合物，后者包含烷基化油和未反应的反应物(主要为异链烷烃)。

通常将反应器单元的流出物供应至分离器单元，从而将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相。优选的是，分离器单元包含至少一个进口(所述进口通常用于反应器流出物或由其产生的物流)以及至少一个催化剂相出口和至少一个含烷基化油的烃相的出口。

分离器单元的作用是将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相。优选的是，在被改造的HF和SA烷基化单元中所用的分离器单元是沉降器单元。由于HF和SA催化剂对烃的亲和力较低，这两个相在重力作用下容易分开。本文所述的沉降器单元是指在重力作用下使两种液相分开的任何分离器单元。实际上，HF、SA和IL催化剂的密度都高于烃相的密度，因此反应器流出物通常在沉降器中分离为上方的烃相和下方的催化剂相。

对于SA烷基化的情况，设置催化剂相再循环装置来将SA催化剂从沉降器单元再循环至反应器单元。通常，为了保持催化剂活性，将一部分SA催化剂作为已消耗的催化剂从工艺中移除，并添加新鲜的SA催化剂来使催化剂水平和活性保持不变。

对于HF烷基化的情况，使HF催化剂再生并将其再循环到过程中供再次使用。因此，HF烷基化单元包含催化剂相再循环装置来再循环HF催化剂，并与单独的再生过程组合。

在SA和HF烷基化中，在沉降器中获得的含有烷基化油的烃相至少部分地被供应至分馏器单元，来取得烷基化油。分馏器单元优选包含至少一个含烷基化油的烃相的进口。分馏器单元通常包含一个或多个蒸馏子单元，包括例如主分馏器(在本领域中亦称为异构物提馏塔(iso-stripper))、酸提馏塔和/或脱丙烷塔。

在分馏后，可以将所获得的烷基化油用来制备航空汽油或作为汽油用调和成分。烃相还可能包含显著量的未反应的异链烷烃。优选的是，通过所提供的用于将异链烷烃从分馏器单元再循环至反应器的装置，将该异链烷烃至少部分地再循环到反应器单元。通过对烃相进行分馏，还可以获得其他烃物流，例如含有正链烷烃的物流。

在已有的HF或SA烷基化单元中，设置装置以使反应物和催化剂进入反应器，并且将反应器流出物供应至分离器单元并随后将含有烷基化油的烃相供应至分馏器单元。不必将反应器流出物从反应器单元直接传送至分离器单元。可以对反应器流出物进行中间处理，例如在热交换器中进行冷却或加热。这同样适用于正被供应至分馏器单元的含有烷基化油的烃相。通常，通过设置将反应物和催化剂导入反应器单元的装置，来产生反应物、产物和催化剂的流体流动路径。此外，设置装置来将反应器流出物从反应器单元的反应器流出物出口供应至分离器单元的反应器流出物进口，其中所述分离器单元在流体流动路径中位于反应器单元下游。另外，设置装置来将含有烷基化油的烃相从分离器单元的含烷基化油的烃相的出口供应至分馏器单元的含烷基化油的烃相的进口，其中所述分馏器单元在流体流动路径中位于分离器单元下游；设置催化剂相再循环装置来将催化剂从沉降器单元再循环至反应器单元。

离子液体在本领域中因其催化烷基化反应的能力而为人所知。本发明中所用的催化剂是含有阳离子的复合离子液体，所述阳离子源自含有烷基的胺、咪唑或吡啶的氢卤酸盐。优选的是，所述阳离子包含由四个取代基饱和的氮原子，在这些取代基中有至少一个氢原子和一个烷基。更优选的是，烷基取代基是选自甲基、乙基、丙基、丁基、戊基和己基中的至少一种。适合的阳离子的实例包括三乙基铵(NEt₃H⁺)和甲基二乙基铵阳离子(MeNEt₂H⁺)或

复合离子液体的阴离子优选为铝类路易斯酸，特别是铝卤化物，优选氯化铝(III)。由于氯化铝路易斯酸的高酸性，优选将氯化铝或其他铝卤化物与第二种或更多种金属卤化物、硫酸盐或硝酸盐组合来形成配位阴离子，特别是源自两种以上金属卤化物的配位阴离子，其中至少一种金属卤化物是铝卤化物。适合的其他金属卤化物、硫酸盐或硝酸盐可以选自下述金属的卤化物、硫酸盐或硝酸盐，所述金属选自由周期表中的IB族元素、周期表中的IIB族元素和周期表中的过渡元素组成的组。适合的金属的实例包括铜、铁、锌、镍、钴、钼或铂。优选的是，所述金属卤化物、硫酸盐或硝酸盐是金属卤化物，更优选为金属氯化物或溴化物，例如氯化亚铜(I)、氯化铜(II)、氯化镍(II)、氯化亚铁(II)。优选的是，铝化合物与其他金属化合物的摩尔比为1∶100至100∶1，更优选为1∶1至100∶1，进一步优选为2∶1至30∶1。通过使用包含铝和其他金属的配位阴离子，可以获得改进的烷基化油产物。在例如US7285698中描述了一种制备此类催化剂的方法。特别优选的催化剂是含有源自氯化铝(III)和氯化铜(II)或者源自氯化铝(III)和氯化亚铜(I)的配位阴离子的酸性离子液体催化剂。

现已发现，Liu等所报道的未达到最佳的结果，至少部分是由IL催化剂的不同的化学性质和物理性质引起的。

一个不同之处是IL催化剂的活性。由于高活性，可能出现反应混合物的局部耗尽，而且可能发生不合需要的副反应，例如烯烃聚合、歧化反应或烃卤化物的形成。另一个不同之处是反应器中所需要的更高的异链烷烃与烯烃之比。再一个不同之处是IL催化剂的更高的粘度，其导致反应物与催化剂在例如Strcto接触器中的混合不够有效，从而也导致反应物的局部耗尽和副反应的发生，而且其还可能因反应热的消散不充分而导致热点的产生。还有一个不同之处是最优反应温度，通常，IL烷基化的最优反应温度比例如HF烷基化的低。因此，必须将反应混合物冷却至更低的温度，从而对Stratco接触器提出了更高的冷却要求。

因此，在本发明的第一种方法中，通过设置用于将至少一部分的反应器流出物从反应器单元的反应器流出物出口再循环至反应器单元的反应物进口的装置，来改变被改造的HF或SA烷基化单元中的反应器单元。该装置使得可以在将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相之前将至少一部分反应器流出物再循环。还可以通过设置用于将至少一部分的含烷基化油的烃相从分离器单元的含烷基化油的烃相的出口再循环至反应器单元的反应物进口的装置，来改变被改造的HF或SA烷基化单元。该装置使得可以在分馏之前将至少一部分含烷基化油的烃相再循环。应认识到的是，在一些情况下，用新的反应器单元替代原反应器单元，而不是改变已有的反应器。

还可以通过用环流反应器替代原反应器单元来改变被改造的HF或SA烷基化单元。应认识到的是，上述方法的任意组合也是可行的。优选的是，至少设置用于将至少一部分的含烷基化油的烃相从分离器单元的含烷基化油的烃相的出口再循环至反应器单元的反应物进口的装置。优选的是，将用于再循环至少一部分含烷基化油的烃相的所述装置设置为使得再循环的含烷基化油的烃相可以在通过反应物进口进入反应器单元之前与至少一部分反应物混合。优选的是，如果有多于一个的反应物进口，将用于再循环至少一部分含烷基化油的烃相的装置设置为使得再循环的含烷基化油的烃相可以在将反应物导入各个反应物进口之前与至少一部分反应物混合。

优选的是，在反应器单元或环流反应器中设置至少一个静态混合器设备。优选的是，所述静态混合器设备位于反应物进口和反应器流出物出口之间。优选的是，将所述静态混合器直接置于反应物进口之后，或者该进口甚至可以在静态混合器自身内部或与之重叠。另外可行且优选的是通过下述方式来改造反应器单元：设置两个以上反应物进口，每个反应物进口之后是位于两个连续的反应物进口之间的单独的静态混合器设备。另一选择是，反应器单元或环流反应器经改造而包含两个以上反应物进口，并且至少一个静态混合器设备与至少两个进口重叠。

通过按上文所述改造反应器单元或用环流反应器来替代反应器单元，可以获得下述包含反应器单元的烷基化单元，其将大量的反应物再循环与在平推流条件下运行(即，使逆向混合得到最小化)相结合。通常，经改造的反应器或环流反应器是包含一个或多个并联和/或串联排列的管状通路的管式反应器。本文所述的环流反应器是指下述反应器：其中，通过使反应物、产物和催化剂的混合物连续循环，同时在一个或多个进口处导入反应物并经由一个或多个出口将一部分循环的混合物取出，将反应器流出物的再循环结合到反应器中。

通过使用本发明的方法改造HF或SA烷基化单元，可以在反应器单元内提供异链烷烃与烯烃的高摩尔比，即，异链烷烃与烯烃的摩尔比为20以上、优选高于100，而使用已有的SA或HF烷基化单元所配备的常见分馏器单元来将在烃相分馏过程中回收到的烃再循环并不能提供上述摩尔比。已有的SA或HF烷基化单元是为异链烷烃与烯烃之比为2～10的烷基化工艺设计的，因此常见的分馏器单元太小以至于不能提供大到足以使反应器单元内部的异链烷烃与烯烃的摩尔比高于20或甚至100的异链烷烃再循环物流。在与再循环部分反应器流出物相比烃再循环物的体积保持不变的情况下，通过设置装置来再循环包含烷基化油的烃相，需要再循环的体积较小。

通过在反应器中设置至少一个静态混合器设备，可以在烃相和催化剂相之间，优选在新反应物进入反应器单元时或随后短时间内，产生较大的界面。这可实现异链烷烃从烃相(即异链烷烃和烯烃)到催化剂相的快速质量传递以及反应热的快速消散，从而防止产生局部化的高温区或体积单元。

本发明的环流反应器的高异链烷烃与烯烃之比和提高的混合效率造成了对通过异链烷烃与烯烃间的反应形成烷基化油的高选择性，同时减少了所形成的有机卤化物和低聚物或聚合物的量。

优选的是，用于再循环反应器流出物/含烷基化油的相的装置或者环流反应器包含对循环中的液体混合物施加高剪切力的装置，例如循环泵。通过对液体烷基化混合物施加高剪切力，可以获得较大的相间表面区域。

反应器优选包含至少一个用于导入烯烃和/或异链烷烃的反应物进口。优选的是，反应物进口配有单独的分散设备(例如雾化嘴)，所述分散设备目的是产生进入循环的液体烷基化混合物(可能包含未反应的烃、烷基化油和催化剂)中的细分散物相。

反应器还优选包含可以用来将反应器流出物供应至沉降器的至少一个反应器流出物出口。

静态混合器位于进口和出口之间，即，所述静态混合器在流体流动路径中位于所述进口下游和所述出口上游的位置。本文所述的静态混合器是指集合了一个或多个混合器单元并在没有外部电源的情况下进行混合的设备。优选的是，静态混合器的位置与进口接近，以保证经由该进口导入的反应物与循环中的烷基化混合物快速混合。

更优选设置两个以上反应物进口。优选的是，每个反应物进口之后是单独的静态混合器，其中所述静态混合器设置在两个连续的反应物进口之间并在反应器流出物出口之前，即，每个静态混合器在流体流动路径中都位于第一进口的下游和后续的进口或出口的上游。同样优选的是，设置从反应物进口延伸至并越过位于第一反应物进口下游的一个或多个后续反应物进口的一个或多个静态混合器。

进口的数量取决于反应器的尺寸和反应器中异链烷烃与烯烃的所需摩尔比。优选的是，以停留时间计的反应物进口间的距离大于实现几乎完全转化(即，进入反应器单元的烯烃进料的90摩尔％以上)所需的停留时间。

例如，为了减小必须经由单个出口取出的体积，还可以为反应器单元或环流反应器配备两个以上反应器流出物出口。

还已发现，Liu等所报道的未达到最佳的结果，至少部分是由IL催化剂的不同的失活/再活化行为引起的。

因此，本发明还提供将HF或硫酸烷基化单元改造成离子液体烷基化单元的第二种方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；和

-催化剂相再循环装置，所述催化剂相再循环装置将至少一部分的所述催化剂相从所述分离器单元再循环到所述反应器单元；

所述方法包括：

-通过设置用于向所述催化剂相再循环装置中进行酸注入的装置来改造所述催化剂相再循环装置。

对于SA烷基化的情况，已消耗的SA催化剂被丢弃或在器外再生。因此，常规的SA烷基化单元不会包含任何催化剂再生单元。在HF烷基化中，催化剂得到再循环和再生。然而，HF再生是通过将水和酸可溶性油(ASO)从HF中除去来进行的。此类再生处理不足以使IL催化剂再生。为了恢复至少一部分IL催化剂活性，优选将适合的酸导入至少部分地失活的催化剂。优选的是，所述酸是氢卤酸，更优选为盐酸。例如，可以使催化剂与氯化氢接触来复原该催化剂。这可以通过将氯化氢或其他适合的酸导入反应器单元中或至少一部分反应器流出物中来实现，其中所述反应器流出物包含至少一部分酸性离子液体催化剂。优选的是，使氯化氢或其他适合的酸与至少一部分反应器流出物接触，其中所述反应器流出物包含至少一部分酸性离子液体催化剂。更优选的是，在沉降器单元中使IL催化剂与烃分离后，使氯化氢或其他适合的酸与IL催化剂接触。

在本发明的第二种方法中，通过另外设置用于向催化剂相再循环装置中(即在分离器单元和反应器单元之间)进行酸注入的装置，来改造用于将HF或SA催化剂从分离器单元供应至反应器单元的催化剂相再循环装置。适合的进行酸注入的装置包括气体或液体注入器或者气体鼓泡器，且优选与适合的酸储存容器组合。例如，在注入氯化氢的情况下，酸注入用装置可以包含以流通方式与储存气态氯化氢的容器连通的气体注入器或鼓泡器。适合的是，可以设置包含文丘里吸收器的循环装置，从而使用文丘里吸收器来使至少部分催化剂相再循环物进入循环并与气顶混合。

氯化氢与酸性离子液体催化剂反应。加入氯化氢直至不再消耗氯化氢，即直至饱和。可以通过测量压降来追踪氯化氢的消耗。优选的是，添加氯化氢分规律的多步进行，同时在各个添加步骤之间测量压力。通过分多个小步添加氯化氢，减少了不需要的氯化氢气顶在饱和后的形成。为了追踪氯化氢压力，优选在催化剂再循环或反应器单元中设置测量压力的装置。

虽然反应器单元中有一些气态氯化氢是可以忍受的，但不希望未反应的气态氯化氢因酸性离子液体由氯化氢过饱和所致而在反应系统中积累。通过设置例如用惰性气体(例如氮气)进行冲洗的装置，可以将残留的气态氯化氢从反应系统中清除。然而，这会需要其他装置来提供氮气并对被氯化氢污染的氮气进行后续的储存和处理。此外，会损失被供应用来进行复原的部分氯化氢。优选的是，通过将其他的已消耗的酸性离子液体催化剂(例如，以含有已消耗的催化剂的物流形式)混入复原且再循环的酸性离子液体催化剂相流出物(即，包含添加的氯化氢的再循环催化剂相)中，来减少上述氯化氢的积累。本文所述的已消耗的酸性离子液体催化剂是指，已作为催化剂被用于化学反应中且尚未用氯化氢复原的酸性离子液体催化剂。通过使已消耗的酸性离子液体与由于最初的过饱和而存在的气态氯化氢反应，可以消耗至少一部分剩余的氯化氢。可以从外部来源导入已消耗的离子液体催化剂，然而优选的是，在催化剂相再循环装置中设置装置来使部分离子液体催化剂绕过复原过程并随后将已复原的物流和绕过的物流混合。

还已发现，Liu等所报道的未达到最佳的结果，至少部分是由烷基化过程中的固体形成引起的。

在IL烷基化过程的运行期间，可能形成固体。随着反应的进行，这些固体可在反应器单元中的反应混合物中积累。

因此，本发明还提供将HF或硫酸烷基化单元改造成离子液体烷基化单元的第三种方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且

所述方法包括：

-在所述反应器单元下游设置适合于固液分离的第二分离器单元，所述第二分离器单元适合于降低至少一部分所述反应器流出物中的固体含量。

通过除去至少一部分在烷基化反应中形成的固体，可以防止固体在反应混合物中的积累。

本文所述的固体是指未溶解的固态颗粒。在HF或SA烷基化过程中，即使有，也不会产生大量的固体。因此，未设置装置来除去这些固体。

这些固体主要由最初包含在酸性液体催化剂中的金属、金属化合物和/或金属盐组成。此外，这些固体可以包含通过化学反应形成的化合物，包括任何上述化合物。通常，相对于固体的总重量，这些固体包含至少10％的金属，即，金属形式、共价键合形式或离子形式的金属，其中，所述金属是作为酸性离子液体催化剂的一部分引入工艺中的金属。这些固体还可以包含作为烃混合物或酸性离子液体中的污染物被导入反应混合物中的成分。

这些固体可以具有任何尺寸，但发现这些固体的平均尺寸通常为0.1μm～10μm。基于固体颗粒的总数，特别是，至少50％的固体的粒径小于5μm，更特别的是，80％的固体的粒径小于5μm。

虽然，在反应器单元中进行烷基化反应的过程中，固体可以得到分散，但在沉降器单元中对反应器流出物进行分离后，发现固体(即，在很大程度上)在IL催化剂中积累。这是因为这些固体的高密度所致。随后IL催化剂与这些固体一起被再循环至反应器单元。结果是，固体在反应器单元中积累，从而使反应器单元和反应器流出物具有不合需要的固体含量。由于固体的沉淀，反应混合物中的高固体含量可以例如导致反应器单元中和通向或来自分离器单元的管道中的通路或阀门的堵塞。此外，固体含量高时，这些固体可能聚结形成大的聚集物，从而使堵塞的风险增加。

在本发明的第三种方法中，设置了适合用于固液分离的第二分离器单元。该第二分离器单元可以是适合用于固液分离的任何分离器单元，包括但不限于过滤单元、沉淀单元和离心单元。这些工艺在本领域中是公知的。应意识到的是，第二分离器单元可以由适合用于固液分离的两个以上相似或不同的分离子单元组成。优选的是，第二分离器单元包含一个或多个离心分离器单元。

由于IL催化剂的特定性质，优选在使IL催化剂为液体的温度下进行固体去除。优选的是，第二分离器单元可以在5℃～80℃、更优选为20℃～60℃的温度下运转。通过在升高的温度下除去固体，使IL的粘度更低，且IL的密度降低，鉴于减少了实现固液分离所需的时间和能量输入，这可能是有益的。

可以将第二分离器单元设置在经改造的HF或SA烷基化单元中任何适合的位置。可以将第二分离器单元与反应器单元整合以将固体从反应器内的反应混合物中直接除去。然而优选的是，将第二分离器单元设置在反应器单元下游，例如，第一分离器单元(即用于使烃相和催化剂分离的沉降器单元)的上游。以此方式，可以对至少部分反应器流出物进行处理以除去固体。然而，如上所述，这些固体会在沉降器单元中的催化剂相中积累。因此，更优选的是，在将催化剂重新导入反应器单元之前，即在沉降器单元下游的催化剂相再循环装置中，将固体从催化剂中除去。在改造HF或SA烷基化单元的情况中，这可以通过以下方式来完成：通过设置适合用于固液分离的第二分离器单元来改造催化剂相再循环装置。

并不需要除去所有固体。优选将固体除去到以下程度：基于反应器单元中的离子液体催化剂的总重量，反应器单元包含最多5重量％、优选0.05重量％～5重量％、更优选0.1重量％～2重量％的固体。

虽然据信在形成固体时会损失部分催化剂，但催化剂的烷基化性能并未受到显著影响。因固体形成而造成的催化剂损失仅仅意味着催化剂总量的一小部分失活，而剩余的催化剂则保持不受影响。

可以以任何形式从过程中除去固体，通常这些固体会以固体浆体形式被除去。除所述固体外，此类浆体还可以包含例如一些残余的酸性离子液体。优选的是，设置装置来提取残余的酸性离子液体，从而进一步处理浆体。这优选用适合的溶剂使用液-液萃取工艺来完成。由于基本上不存在离子液体蒸汽压，可以通过例如蒸发和后续的冷凝而容易地回收溶剂。可以再次使用所回收的溶剂。

可以丢弃从过程中除去的固体，但是优选例如在制备新鲜IL催化剂时再次使用所述固体中的成分。

还已发现，Liu等所报道的未达到最佳的结果，至少部分地是由分离器单元(即沉降器单元)中烃相和催化剂相的不完全分离引起的。

由于IL催化剂与SA或HF相比具有不同的性质，使IL催化剂与烃相分离和使SA或HF与烃相分离是不同的。所以，HF或SA烷基化单元的沉降器设计不会提供足够的分离能力来分离烃相和催化剂相。于是，催化剂仍保留在烃相中，反之亦然。结果是，催化剂消耗增加，此外烃相也被催化剂污染。此外，因IL烷基化过程中所采用的更高的异链烷烃与烯烃的摩尔比，烃的再循环量会增加。在常见的HF和SA烷基化过程中，所采用的异链烷烃与烯烃的摩尔比为1～10。对于IL烷基化流程而言，所采用的异链烷烃与烯烃的摩尔比优选大于20或甚至大于100。

因此，本发明还提供将HF或硫酸烷基化单元改造成离子液体烷基化单元的第四种方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且

所述方法包括：

-在反应器单元下游设置一个或多个旋流器单元来将至少一部分反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相。

在目前的HF或SA烷基化单元中，设置了沉降器单元来从反应器流出物中分离出HF或SA催化剂和烃相。在将HF或SA烷基化单元改造成IL烷基化单元后，使用原本设计用来使HF或SA与烃分离的已有沉降器来从反应器流出物中分离IL催化剂和包含烷基化油的烃相，可能产生若干不良效果，包括：

-因烃的再循环量较多所致，需要较大的沉降器容积且有大量的不合需要的液化轻质烃；

-催化剂被带到下游的烃处理设备；

-包含烷基化油的烃相受到污染，从而产生不合格产品；

-在沉降器中形成烃-催化剂乳液，从而为沉降器水平控制带来了运行问题；

-因催化剂中包含更大比例的含烷基化油的烃相所致，在资金成本(更大的设备)和催化剂活性恢复的有效性方面，催化剂复原再生的有效性下降。

因此，在本发明的第四种方法中，被改造的HF或SA烷基化单元优选包含沉降器单元作为分离器单元。

在本发明的第四种方法中，在反应器单元下游设置了旋流器单元，并设置了将至少一部分反应器流出物供应至旋流器单元的装置，从而加强催化剂相与烃相的分离。通过使用旋流器单元，可以将反应器流出物分离为主要包含含有烷基化油的烃相的密度较低的流出物和主要包含酸性离子液体催化剂相的密度较高的流出物。旋流器单元可以包含一个或多个串联的旋流器子单元。优选的是，旋流器单元包含一个或多个水力旋流器。本文所述的水力旋流器是指设计用于分离水-烃混合物的旋流器。更优选的是，旋流器单元包含两个以上串联的旋流器或水力旋流器，其中，第一个(水力)旋流器中的以含烷基化油的烃相为主的低密度流出物被供应至下一个(水力)旋流器。这使得IL催化剂相和烃相间的分离得到了进一步加强。优选的是，将所述一个或多个旋流器单元附加地设置到已有的沉降器单元。优选的是，将所述一个或多个旋流器单元设置在沉降器单元上游，并设置装置来将以含烷基化油的烃相为主的低密度流出物从旋流器单元传送至沉降器单元。同样优选的是，HF或SA烷基化单元中的分离器单元由一个或多个旋流器单元代替。

可以将主要包含催化剂相的密度较高的旋流器单元流出物再循环至反应器单元，可选的是，将其与在沉降器单元中获得的催化剂相(如果有的话)合并后再进行再循环。

可选的是，可以并联设置两个以上旋流器单元以增加容量。这些并联的旋流器单元可以与一个或多个沉降器以串联方式组合。通过将一个或多个旋流器与位于至少一个旋流器下游的一个或多个沉降器组合，通过对以含烷基化油的烃相为主的低密度流出物进行进一步的物理分离处理，可以进一步降低离子液体在以含烷基化油的烃为主的低密度流出物中的比例。虽然与例如旋流器相比沉降器单元的容积可能相对较大，但如果在旋流器单元下游使用沉降器单元，本发明仍具有优势，这是因为该沉降器单元将比常规工艺中用来分离反应器流出物的沉降器单元小得多。

本发明的方法还可以包括上文所述的本发明的第一种方法与第二种、第三种和/或第四种方法的组合。

作为另一选择，本发明的方法还可以包括上文所述的本发明的第二种方法与第三种和/或第四种方法的组合。例如，通过组合本发明的第二种和第三种方法，将装置设置为在IL烷基化过程运行期间通过在复原过程中添加氯化氢来更换随着固体的形成和去除而损失的任何氯。特别的优势是，可将用于除去固体的第二分离器单元和用于进行酸注入的装置设置在同一催化剂再循环装置中。

在另一种替代方式中，本发明的方法还可以包括上文所述的第三种方法与第四种方法的组合。

通过组合上述方法，可以获得协同效应，该协同效应可以进一步增加经改造的烷基化单元对IL烷基化的适用性。例如，通过组合第一种和第四种方法，可以以下述方式来改造已有的SA或HF烷基化单元：在IL烷基化过程运行期间将烃再循环物从分离器单元供给回反应器单元以在反应器中获得异链烷烃与烯烃的高摩尔比，同时设置旋流器单元作为分离器单元以使烃和IL催化剂在IL烷基化过程运行期间持续地快速分离。通过如此改造，免去了在分离器(沉降器)单元中保持大量的烃的需要。

此外，通过组合例如本发明的第二种和第三种方法，将装置设置为在IL烷基化过程运行期间通过在复原过程中添加氯化氢来更换随着固体的形成和去除而损失的任何氯。特别的优势是，可将用于除去固体的第二分离器单元和用于进行酸注入的装置设置在同一催化剂再循环装置中。

在图1中，给出了非本发明的常见SA烷基化单元的示意性描绘图。

在图1中，包含烯烃和异链烷烃的烃混合物经由导管(例如，管道)105、经过反应物进口107供应至反应器单元100(例如Stratco接触器)。催化剂SA或IL经过导管110和催化剂进口113也被供应至反应器单元100。在反应器单元100中，烃混合物和催化剂在烷基化条件下接触。通过反应器流出物出口114，将包含催化剂和烃的反应器流出物从反应器单元100取出并经由导管115、经过反应器流出物进口122供应至沉降器单元120。在沉降器单元120中，催化剂相和含烷基化油的烃相在重力作用下分离。经由含烷基化油的烃相出口123将烃相从分离器单元120取出，并通过导管130和含烷基化油的烃相进口133将其供应至分馏器单元125。从分馏器单元125的底部，通过导管135获得含有烷基化油的产物。该烷基化油产物可以用于例如燃料调和用途。此外，从分馏器单元125获得异链烷烃产物，经由导管140将其再循环来变成导管105中的烃混合物的一部分。从分馏器125还可以获得其他含有烃的物流(未示出)。

通过催化剂相出口143将催化剂相从分离器单元120取出，并可以经由催化剂相再循环导管145将其再循环至反应器单元100。经由导管150可以将已消耗的催化剂部分从该工艺中取出。可以将另外的新鲜催化剂经由导管155供应至反应器单元100。

在图2A中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中，反应器流出物被再循环至反应器单元100的反应物进口。箭头指示了反应器单元100中的流动方向。在图2A中，用于将反应物供应至反应器单元100的导管105分叉，从而将反应物既经由导管207供应至第一反应物进口205又经由导管210供应至位于第一反应物进口205下游的第二反应物进口212。放置与反应物进口205重叠并延伸至反应物进口205下游的第一静态混合器215，并放置与反应物进口210重叠并延伸至反应物进口210下游的第二静态混合器220。

经由反应器流出物出口114将反应器流出物从反应器单元100中取出。经由导管115，将反应器流出物的一部分供应至分离器单元120。经由反应器流出物再循环导管225，将反应器流出物的另一部分再循环至反应器进口205。在图2A中，再循环的反应器流出物在反应物导管207中与反应物合并，然而，还可以将再循环的反应器流出物直接供给至反应物进口205或单独的再循环反应器流出物的进口(未示出)。已在反应器流出物再循环导管225中设置了循环泵230来辅助将反应器流出物再循环至反应器单元100。

在图2B中，已用含烷基化油的烃相的再循环导管240替代了反应器流出物再循环导管225。在图2B中，经由含烷基化油的烃相的出口123，将含烷基化油的烃相从分离器单元120中取出。经由导管130，将含烷基化油的烃相的一部分供应至分馏器单元125。经由含烷基化油的烃相的再循环导管240，将含烷基化油的烃相的另一部分再循环至反应器进口205。在图2B中，再循环的含烷基化油的烃相在反应物导管105中与反应物合并，然而，还可以将再循环的含烷基化油的烃相供给至反应物导管207，或者直接供给至反应物进口205或单独的再循环的含烷基化油的烃相的进口(未示出)。已在反应器流出物再循环导管240中设置了循环泵230来辅助将含烷基化油的烃相再循环至反应器单元100。

在图2C中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中，用环流反应器单元200替代了反应器单元100。箭头指示了环流反应器单元200中的流动方向。在图2中，用于将反应物供应至反应器单元100的导管105分叉，从而将反应物既经由导管207供应至第一反应物进口205又经由导管210供应至位于第一反应物进口205下游的第二反应物进口212。放置与反应物进口205重叠并延伸至反应物进口205下游的第一静态混合器215，并放置延伸至反应物进口210下游的第二静态混合器220。

经由反应器流出物出口245和导管115，将反应器流出物从环流反应器单元200中取出。已设置了循环泵230来使反应物和催化剂在环流反应器单元200中循环。

在图3中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中，设置有用于向催化剂再循环装置的酸中进行酸注入的装置。在图3中，在催化剂相再循环导管145中设置了用于注入酸的装置305，例如气体注入器。注入器装置305与储存容器310以流通方式连通，在所述储存容器310中储存有酸(例如氯化氢)。如有需要，再循环的催化剂相的一部分可以经由旁路导管315而绕过装置305。旁路导管315与位于酸注入装置305下游的催化剂相再循环导管145重新合并。

在图4A中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中，设置了适合用于固液分离的第二分离器单元。在图4A中，通过导管405，可以将部分或全部的催化剂相从催化剂相再循环导管145转移至离心机410。在离心机410中，在离心力的作用下，从IL催化剂相中除去了固体，并且经由导管415将所述固体取出。剩余的IL催化剂相经由导管420离开离心机410，导管420以流通方式与催化剂相再循环导管145连通。

在图4B中，给出了与图4A相当的使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图。然而，在图4B中，离心机410被直接结合在催化剂相再循环导管145中。

在图5A中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中，在反应器单元和分离器单元之间设置了旋流器单元。在图5A中，经由导管115将反应器流出物供应至旋流器单元505。经由导管510，将来自旋流器单元的以含烷基化油的烃为主的密度较低的相供应至沉降器单元120。经由导管515，将以催化剂为主的密度较高的相供应至催化剂再循环导管145。图5B中给出了可行的旋流器单元505的更详细的描绘图，其中，反应器流出物经由导管115进入旋流器单元505的第一旋流器子单元550。密度较低的相经由导管555离开第一旋流器子单元550，并被供应至第二旋流器子单元560以进一步将催化剂相与含烷基化油的烃相分离。密度较低的含烷基化物的烃相经由导管565离开第二旋流器子单元560，并被供应至沉降器单元120。分别经由导管570和导管575，从第一旋流器子单元550和第二旋流器子单元560均获得了密度较高的催化剂相，并且可以将该催化剂相供应至催化剂再循环导管145。

在图6中，给出了使用本发明的方法改造过的图1所描述的SA烷基化单元的示意性描绘图，其中：

-设置了含烷基化油的烃相的再循环导管；

-在反应器单元100中设置了静态混合设备；

-设置了用于向催化剂再循环装置的酸中进行酸注入的装置；

-设置了适合用于固液分离的第二分离器单元；并且

-在反应器单元和分离器单元之间设置了旋流器单元。

图6中的附图标记与图1～图5中已描述的单元对应。

虽然图1至图6涉及的是SA烷基化单元，但应认识到的是，同样的图可以用来描绘HF烷基化单元。

实施例

通过以下非限制性实施例来阐明本发明。

实施例1

在三次分开的试验中进行烷基化过程，来模拟规律性的固体去除。在各次试验之间，使酸性离子液体催化剂与烃相分离，并通过除去固体和添加氯化氢气体来对其进行处理。随后将经处理的酸性离子液体催化剂用于后续的试验中。

所用的催化剂是含有源自氯化铝(III)和氯化亚铜(I)的配位阴离子的离子液体催化剂(来自中国石油大学(北京))。

在起始时，将足量的异丁烷供应至测试单元以使反应器中异链烷烃与烯烃的摩尔比大于95。

将异丁烷和丁烯的烃混合物与酸性离子液体催化剂一起供应至烷基化反应器中。该反应器的容积为0.4升。

烷基化反应器的流出物在沉降器中分离，一部分烃相被送至分馏器，而剩余的烃相则再循环至反应器。

从分馏器底部获得了烷基化油，并对其进行测试以确定发动机RON值和MON值。

将含有异丁烷的物流从分馏器再循环回到烃混合物中。

将从沉降器获得的酸性离子液体催化剂相再循环至反应器中。以周期性方式，即在各次试验之间，将从沉降器获得的酸性离子液体催化剂相重导入至盘式离心机中并在50℃的温度下以20000rpm离心1小时。记录所产生的固体的重量。在除去固体后，在35℃的温度下在约为5bar的压力下将氯化氢气体添加到经处理的酸性离子液体催化剂中，直至不再消耗氯化氢。记录所消耗的氯化氢的量。反应条件和所获得的结果示于表1中。

将清楚看到：

-通过设置装置来将部分烃相从分离器单元再循环到反应再循环中，从而在反应器中实现了异链烷烃与烯烃的高摩尔比。仅从分馏器中再循环异链烷烃不能提供大于95的高比率。

-通过设置适合于从离子液体催化剂中去除固体的第二分离器单元，可以从工艺中除去约1.5kg的固体。如果没有进行固体去除，这1.5kg固体会积累在反应器中。通过除去固体，显著降低了固体含量，并使烷基化油品质保持在高水平。

-通过设置用于向催化剂再循环中进行酸注入的装置，使离子液体催化剂凭借与氯化氢的反应而间歇性地得到复原。从而催化剂活性和烷基化油品质保持在高水平。

所观察到的获得的烷基化油的性质上的差异是由烷基化温度和异链烷烃与烯烃之比的差异造成的。

表1

*异丁烷/丁烯之比，即在新鲜进料与从分馏器再循环的异丁烷的混合物中的异丁烷/丁烯之比

**固体浆体的总重量

固体分析

分析了从酸性离子液体催化剂相除去的固体。使用激光粒径分析仪测定了尺寸分布。其结果示于表2中。

表2

试验		1	2	3
					直径小于5μ的颗粒的百分比	％	99	99	99
直径小于3μ的颗粒的百分比	％	80	81	80

实施例2

在两次连续的试验(4和5)中，测试了酸注入的效果。

试验4

使用与实施例1中相同的反应器设置和条件，用52.46kg的离子液体催化剂输入量进行了第4次试验。在修正了由于取样所导致的催化剂损失后，试验4运行过程中的平均离子液体催化剂总量为47.25kg。在进行酸注入和除去固体后，催化剂由79重量％的新鲜离子液体(见实施例1)和21重量％的获自试验3的使用过的离子液体组成。

基于实施例1中所用的由来自分馏器的再循环的过量异丁烷和异丁烷与丁烯的新鲜进料组成的混合物，于25℃导入平均摩尔比为14的异丁烷/丁烯混合物。以2kg/h～4kg/h的进料速率导入所述异丁烷/丁烯混合物。以270kg/h的平均速率将获自沉降器的酸性离子液体催化剂相再循环。将平均80kg/h的获自沉降器的烃相再循环至反应器中。在此试验过程中，未除去固体。

在向反应器中投入了195kg丁烯(即，4.13kg丁烯/kg离子液体催化剂(基于平均催化剂总量))后，在反应器出口中检测到了丁烯的突然增加。在反应器流出物中检测到丁烯表明不完全转化和催化剂的失活。随后停止了该试验。

试验4之后，离心所有离子液体以除去固体。随后，将0.42kg HCl溶解在剩下的离子液体中。

试验5

使用试验4的条件进行了第5次试验。提供了52.73kg离子液体。在修正了由于取样所导致的催化剂损失后，试验5运行过程中的平均离子液体催化剂总量为50.28kg。离子液体催化剂由下述部分组成：28重量％的新鲜离子液体(见实施例1)；21重量％的在进行酸注入和除去固体后获自试验3的使用过的离子液体；和51重量％的在进行酸注入和除去固体后获自试验4的使用过的离子液体。试验5进行历时7天。每24小时从获自沉降器的离子液体催化剂相中分离出约10kg的离子液体。通过将HCl溶解在离子液体中来处理分离出的离子液体催化剂，并且将得到的离子液体催化剂重新注入通向反应器的离子液体再循环物中。总共0.48kg的HCl添加到了催化剂中：

第1天：0.04kg，

第2天：0.04kg，

第3天：0.08kg，

第4天：0.08kg，

第5天：0.08kg，

第6天：0.08kg，

第7天：0.08kg。

在试验5过程中，向反应器中投入了223kg丁烯，即，4.43kg丁烯/kg离子液体催化剂(基于平均催化剂总量)。在试验5结束时，丁烯转化仍然是完全的，且在反应器流出物中未鉴定出丁烯。离子液体催化剂保持了活性。

从试验4和试验5明显可见，向离子液体催化剂中周期性地添加HCl防止了催化剂的失活并增加了反应的运行时间。此外，显示出可以通过添加酸(例如HCl)来重新活化或复原已失活的离子液体催化剂。

实施例3

为了显示使用旋流器而不是常规沉降器来分离反应器流出物的有效性，使用旋流器对包含烃反应物及产物和离子液体催化剂的混合物的反应器流出物样本进行了分离。

反应器流出物样本包含体积比为1∶1.05的烃和离子液体催化剂。运行温度保持在30℃～50℃，运行压力保持在0.1MPa～0.5MPa。反应器流出物样本向旋流器中的最大进料速率是2m³/小时。

在第一个试验中，取得40体积％的反应器流出物样本作为以含烷基化油的烃为主的密度较低的相。取得剩余的60体积％的反应器流出物样本作为以催化剂为主的密度较高的相。

基于所述以含烷基化油的烃为主的密度较低的相的体积，所述以含烷基化油的烃为主的密度较低的相包含：

-95.5体积％的烃；和

-4.5体积％的离子液体。

基于所述以催化剂为主的密度较高的相的体积，所述以催化剂为主的密度较高的相包含：

-17.7体积％的烃；和

-82.3体积％的离子液体。

使用一个分离器时，在以含烷基化油的烃为主的密度较低的相中，回收了约79体积％的最初提供在反应器流出物样本中的烃。

当在下游的沉降器单元中进一步处理以含烷基化油的烃为主的密度较低的相时，该沉降器单元的容积尺寸仅为用来分离全部反应器流出物的沉降器单元的40％。

在第二个试验中，使用两个分离步骤将反应器流出物样本分离为以含烷基化油的烃为主的密度较低的相和以催化剂为主的密度较高的相。所获得的分离结果如下。

取得50体积％的进入离心机的进料(即反应器流出物样本)作为密度较低的中间相；而取得剩余的50体积％作为密度较高的离子液体相流出物。

基于所述中间相的体积，所述中间相包含：

-93.8体积％的烃；和

-6.2体积％的离子液体。

基于以催化剂为主的密度较高的相的体积，以催化剂为主的密度较高的相包含：

-90.0体积％的烃；和

-10.0体积％的离子液体。

所获得的中间相作为中间产物取出，并进行第二个旋流器分离步骤。在第二个旋流器分离步骤中，从旋流器中取得85体积％的中间相作为密度较低的烃相流出物；并且取得剩余的15体积％的中间相作为密度较高的相流出物，亦称为其他流出物。

基于以含烷基化油的烃为主的密度较低的相的体积，以含烷基化油的烃为主的密度较低的相包含：

-98.5体积％的烃；和

-1.5体积％的离子液体。

基于所述其他流出物的体积，所述其他流出物包含：

-68.7体积％的烃；和

-31.3体积％的离子液体。

使用两个分离器时，在以含烷基化油的烃为主的密度较低的相中，回收了约86体积％的最初提供在反应器流出物样本中的烃。

通过使用两个串联的分离器(在此情况下为旋流器)来将以含烷基化油的烃为主的密度较低的相从反应器流出物样本中分离出，可以取得反应器流出物样本中更高比例的烃并且将其送至分馏器。这是因为下述事实：从第一分离器获得了更高比例的反应器流出物作为中间相。虽然将更大比例的反应器流出物样本变成更轻的中间相会引起该多相流出物中离子液体比例的增加，但是由于有第二个分离器步骤，在所得到的以含烷基化油的烃为主的密度较低的相中的最终的离子液体比例要低得多。所以，可以将更大比例的反应器流出物中的烃与离子液体分离。在仅使用一个分离器的情况下，以含烷基化油的烃为主的密度较低的相包含仅79体积％的最初存在于反应器流出物中的烃。然而，在实施例1b中，在包含更少的离子液体的烃流出物中，取得了86体积％的反应器流出物中的烃。

此外，与仅使用一个分离器的情况相比，以催化剂为主的密度较高的相包含更少的烃，甚至在将其与其他流出物合并的情况下也是如此。

当在下游的沉降器单元中对以含烷基化油的烃为主的密度较低的相进行进一步处理时，该沉降器单元的容积尺寸仅为用来分离全部反应器流出物的沉降器单元的42.5％。

Claims (12)

1.一种将HF或硫酸烷基化单元改造为离子液体烷基化单元的方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且

所述方法包括下述步骤中的一项或多项：

i)设置用于将至少一部分的所述反应器流出物再循环至所述反应器单元的装置；

ii)设置用于将至少一部分的所述包含烷基化油的烃相再循环至所述反应器单元的装置；和/或

iii)用环流反应器替代所述反应器单元。

2.如权利要求1所述的方法，其中，所述方法至少包括设置用于将至少一部分的所述包含烷基化油的烃相再循环至所述反应器单元的所述装置。

3.如权利要求1或2所述的方法，其中，所述反应器单元或环流反应器经改造而包含两个以上反应物进口，每个所述反应物进口之后是位于两个连续的反应物进口之间的单独的静态混合器设备。

4.如权利要求1或2所述的方法，其中，所述反应器单元或环流反应器经改造而包含两个以上反应物进口和至少一个静态混合器设备，所述静态混合器设备与至少两个进口重叠。

5.如前述权利要求中任一项所述的方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元还包含：

-催化剂相再循环装置，所述催化剂相再循环装置将至少一部分的所述催化剂相从所述分离器单元再循环到所述反应器单元；

所述方法包括：

-通过设置用于向所述催化剂相再循环装置中进行酸注入的装置来改造所述催化剂相再循环装置。

6.如权利要求5所述的方法，其中，通过围绕所述进行酸注入的装置设置旁路使一部分所述催化剂相绕过酸注入过程，来进一步改造所述催化剂相再循环装置。

7.如前述权利要求中任一项所述的方法，

所述方法还包括：

-在所述反应器单元下游设置适合用于固液分离的第二分离器单元，所述第二分离器单元适合于降低至少一部分所述反应器流出物中的固体含量。

8.如权利要求7所述的方法，其中，设置催化剂相再循环装置来将至少一部分的所述催化剂相从所述分离器单元的催化剂相出口再循环至所述反应器单元，并且，所述第二分离器单元被整合在所述催化剂相再循环装置中。

9.如前述权利要求中任一项所述的方法，所述方法包括：

-在所述反应器单元下游设置一个或多个旋流器单元来将至少一部分的所述反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相。

10.如权利要求9所述的方法，其中，所述一个或多个旋流器单元位于所述分离器单元的上游。

11.如权利要求9所述的方法，其中，所述分离器单元由所述一个或多个旋流器单元替代。

12.一种将HF或硫酸烷基化单元改造为离子液体烷基化单元的方法，其中，所述HF或硫酸烷基化单元至少包含：

-反应器单元，所述反应器单元用于使催化剂和烃反应物接触；

-分离器单元，所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；

-分馏器单元，所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流；并且

所述方法包括下述步骤中的一项或多项：

-在所述反应器单元下游设置适合用于固液分离的第二分离器单元，所述第二分离器单元适合于降低至少一部分所述反应器流出物中的固体含量；

-在所述反应器单元下游设置一个或多个旋流器单元来将至少一部分的所述反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相；和

-所述HF或硫酸烷基化单元还包含将至少一部分的所述催化剂相从所述分离器单元再循环到所述反应器单元的催化剂相再循环装置，通过设置用于向所述催化剂相再循环装置中进行酸注入的装置来改造所述催化剂相再循环装置。

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