CN105567306B - 用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置及原料反应与催化剂再生的方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置及原料反应与催化剂再生的方法，该装置包括原料与产物区、再生物料区、多路程控阀控制设备和逆流模拟移动床反应器，在多路程控阀控制设备的控制下，原料与产物区的原料导入逆流模拟移动床反应器中进行烷基化反应，逆流模拟移动床反应器中产生的产物返回至原料与产物区，再生物料区的催化剂再生介质导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂再生后的物料返回至再生物料区。所述装置及方法实现了固体酸烷基化反应、产物抽出、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续平稳运行，延长了操作周期和装置的寿命，大大提高了装置操作运行的经济性。

Description

用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置及原料反应 与催化剂再生的方法

技术领域

本发明涉及一种用于固体酸烷基化的装置及方法，具体地，涉及一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置及一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法。

背景技术

目前，炼油工业的最主要任务之一是提供运输燃料，汽油作为一种重要的运输燃料，被广泛的应用于交通运输等行业中。据资料显示，到2030年，全球的汽油需求量将增长22％。因此随着汽油消耗量的增加和环保标准的日益严格，围绕着如何解决汽油清洁化生产的问题逐渐成为研究和讨论的热点。

在强酸的作用下，以异构烷烃(主要是异丁烷)和烯烃(C₃-C₅烯烃)为原料生成烷基化油的技术为汽油的清洁化生产提供了可能。这种烷基化油具有较高的辛烷值和较低的雷氏蒸汽压(Reid vapor pressure)，其主要由饱和烃组成，且不含硫、氮、烯烃和芳烃等物质，因而被称为清洁化汽油，是航空汽油和车用汽油理想的调和组分。烷基化技术按催化剂形式可以分为液体酸烷基化和固体酸烷基化。目前，世界范围内约90％的烷基化产能是由液体酸烷基化技术(硫酸法和氢氟酸法)提供的，虽然液体酸烷基化技术比较成熟，且具有较好的反应选择性，但是也存在很多问题，比如液体酸烷基化过程都存在设备腐蚀严重的问题。除此之外，对于硫酸法而言，其过程耗酸量巨大，大量的废酸在运输和处理上都存在一定的安全隐患；对于氢氟酸法而言，由于氢氟酸具有较强的腐蚀性和毒性，而且容易挥发，会对人体造成很大的伤害。因此，与之对比，采用固体酸作为催化剂，不仅不会对环境造成污染，而且不存在设备腐蚀的问题，可以视为一种绿色的烷基化工艺技术，具有很好的发展前景。但是在固体酸烷基化过程中，由于固体酸催化剂容易失活，为了保持一定的反应活性，需要进行频繁的再生操作。因此，开发一种能够实现反应和再生过程连续化的反应器技术，对推动固体酸烷基化技术发展来说是十分重要的。

专利申请US7875754中公开了一种固定床固体酸烷基化工艺。该工艺中采用两个固定床反应器交替操作，进而实现反应和再生过程的连续化操作。该专利申请中提到的反应温度在50-80℃，压力在18-24bar，烯烃的质量空速为0.1-0.3h^-1，烷烯比为16:1-32:1，烯烃的转化率达98％左右。反应器和再生器之间的操作周期相同，大致范围在45min-2h，采用氢气对催化剂进行再生，为了防止在反应器和再生器切换期间，烯烃和氢气接触反应，需要在切换期间停止烯烃和氢气的进料，而反应器和再生器之间需要进行物流置换，置换时间大致在4-7min。因此，不能实现原料反应与催化剂再生之间的连续化操作且操作不灵活。

专利申请CN1879956A中公开了一种流化床固体酸烷基化技术，该工艺技术主要包括提升管反应器、流化床反应器、环流再生器和移动床再生器。其中提升管反应器中液速范围在0.1-3m/s，流化床反应器中液速范围在0.26-7.68cm/s。再生过程可根据再生时间来确定再生反应器的形式，如果再生的时间为几秒到几十秒，可单独采用环流再生器。如果再生时间为几十秒到几十分钟，可单独采用移动床再生器，并且再生液的液速为0.2-3cm/s。

专利申请CN1113906A中公开了一种流化床固体酸芳烃烷基化工艺技术，该工艺过程主要包括液固上行反应器、待生催化剂沉降返洗塔、液固并流向上再生器、再生后催化剂沉降返洗塔。该专利申请中所用的催化剂粒径在0.05-0.8mm，反应器和再生器中能够携带催化剂向上流动的液体液速是颗粒终端沉降速度的1-15倍，在沉降返洗塔内，采用自下向上流动的洗涤液对催化剂进行洗涤再生，洗涤液的流速为颗粒终端沉降速度的0.5-5倍。

采用普通的固定床反应器，催化剂失活后，要停工将整个固定床反应器中的催化剂进行高温再生，生产周期短，难以实现连续操作。采用流化床反应器虽然能实现催化剂反应和再生的连续操作，但是由于催化剂在反应器中的流动，容易造成催化剂颗粒的磨损，缩短催化剂的寿命。

采用模拟移动床既能实现催化剂的反应和再生的连续操作，而且不需要停工，同时又避免了催化剂在反应中的流动过程造成的磨损，是进行固体酸烷基化反应比较理想的反应器形式。在模拟移动床中，可将固定相催化剂设想为是逆于物料移动方向运动，原料混合物料在反应工作区中部的某一点被连续输入，选定两个方向流动的流速的比率，料液自入口处就分成逆向流动的两部分，以进料入口为参考点，催化剂似乎边反应生成产品边向上移动，因此称为“模拟移动床”。模拟移动床的生产能力和分离效率比固定床高，又可避免移动床吸附剂磨损、碎片或粉尘堵塞设备或管道以及固体颗粒缝间的沟流。

专利申请US005523503A中公开了一种并流模拟移动床固体酸烷基化技术，该技术由三段反应器组成，一段进行烷基化反应，两段进行催化剂再生。异构烷烃在一个自循环的固定床反应器中在催化剂固体酸剂的作用下与烯烃反应生成烷基化油。两段催化剂再生反应器分为低温液相再生反应器和高温蒸汽再生反应器。低温液相再生反应器由一系列固定床反应器组成，通过不同步进时间在再生反应器不同床层导入低温再生介质和抽出洗涤催化剂后的介质，实现催化剂和反应器内物流的并流模拟移动。低温再生反应器中的每一个反应器在催化剂再生后，均能导入反应物料，成为烷基化反应器；烷基化反应器在催化剂失活后，也将成为低温液相再生反应器的一部分。当低温液相再生不能恢复催化剂活性时，将反应器内的物料全部导出，导入高温蒸汽，进行高温蒸汽再生，该反应器此时作为高温蒸汽再生反应器使用。但是，该申请公开的是并流模拟移动床固体酸烷基化技术，物料间接触不够充分，且反应效率有待提高。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术的用于固体酸烷基化的设备和方法存在的上述缺陷，提供一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置及一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法。

因此，为了实现上述目的，第一方面，本发明提供了一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置，所述装置包括原料与产物区、再生物料区、多路程控阀控制设备和逆流模拟移动床反应器，在多路程控阀控制设备的控制下，原料与产物区的原料导入逆流模拟移动床反应器中进行烷基化反应，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物返回至原料与产物区，再生物料区的催化剂再生介质导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂再生后的物料返回至再生物料区。

第二方面，本发明提供了一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，所述原料反应与催化剂再生在逆流模拟移动床反应器中进行，所述逆流模拟移动床反应器包括至少两个固定床反应器，每个固定床反应器包括至少一个催化剂床层，所述方法包括：

(1)在T时刻，通过多路程控阀控制设备将来自原料与产物区的烷烃和烯烃的液体混合物导入逆流模拟移动床反应器的第M床层中进行烷基化反应，反应段包括i个床层；

(2)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i床层将含有烷基化油的液体混合物抽出，并通过多路程控阀控制设备返回至原料与产物区，产油段包括j个床层；

(3)在同一时刻T，通过多路程控阀控制设备将来自再生物料区的催化剂缓和再生介质导入逆流模拟移动床反应器的第M+i+j床层中对催化剂进行缓和再生，缓和再生段包括k个床层；

(4)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i+j+k床层将催化剂缓和再生后的物料抽出，并通过多路程控阀控制设备返回至再生物料区，缓冲段包括q个床层；

(5)每经过时间t后，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段均向下移动一个床层；

待固定床反应器中的催化剂失活后，将失活的固定床反应器与其余的固定床反应器完全隔离，形成深度再生段并利用来自再生物料区的催化剂深度再生介质对催化剂进行深度再生，待深度再生完毕后，继续用于所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，逆流模拟移动床反应器由一系列包括若干催化剂床层的固定床反应器组成，反应器结构简单，设备安装和操作比较方便和灵活。通过多路程控阀控制设备在特定的时间将对应的物料导入或抽出固定床反应器指定的床层，实现了静止的催化剂模拟向上流动的效果，且物料间接触充分，反应效率高。逆流模拟移动床反应器连续的进行固体酸烷基化反应和催化剂再生，不需要停工。同时，催化剂在反应器内没有实际流动，避免了催化剂磨损造成的催化剂损失、管道堵塞和产品中存在细粉等问题。而且，气液分离器和分馏塔的设置，能够有效的分离产品、实现物料的循环，提高原料的利用率。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，采用逆流模拟移动床实现了固体酸烷基化反应、产物抽出、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续平稳运行，大大提高了装置操作运行的经济性。该方法既继承了普通固定床反应器工艺操作简单，催化剂磨损少的优点，又兼顾了移动床反应器催化剂利用率高，频繁再生操作容易的特点。将原料反应和催化剂缓和再生与催化剂深度再生隔离，能有效的避免深度再生介质进入反应系统，降低反应收率，同时也能灵活的在高温和低温两个区域进行操作，而不用停工，延长了操作周期和装置的寿命。采用多路程控阀控制系统进行催化剂床层中物料的切换，操作灵活，工艺调整方便，不受装置规模的限制，具有更好的操作弹性。

本发明的其它特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

图1为本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置的一种实施方式的结构示意图。

图2为本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置的另一种实施方式的结构示意图。

图3为本发明实施例1中的多路程控阀控制设备的工作示意图。

附图标记说明

1-3固定床反应器；4多路程控阀控制设备；5烷烃储罐；6烯烃储罐；7缓和再生液体储罐；8再生气体储罐；9烷基化油储罐；10气液分离器；11分馏塔；12原料混合器；13气液混合阀；14再生气体加热器；15-20，52-55阀门；51格栅；56深度再生液体储罐；57降温换热器。

具体实施方式

以下结合图1-3对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。

第一方面，本发明提供了一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置，所述装置包括原料与产物区、再生物料区、多路程控阀控制设备4和逆流模拟移动床反应器，在多路程控阀控制设备4的控制下，原料与产物区的原料导入逆流模拟移动床反应器中进行烷基化反应，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物返回至原料与产物区，再生物料区的催化剂再生介质导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂再生后的物料返回至再生物料区。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，为了更好的实现固体酸烷基化反应、产物抽出、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续平稳运行，而不需要将催化剂移出逆流模拟移动床反应器，优选情况下，按进出料口的位置，逆流模拟移动床反应器包括反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段，其中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段共具有m个固定床反应器，深度再生段具有n个固定床反应器，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段与深度再生段完全隔离，缓冲段将缓和再生段和反应段隔开，每个固定床反应器包括至少一个催化剂床层，催化剂床层之间彼此隔开；其中，m≥1，n≥1，且当m＞1时，m个固定床反应器之间相互串联，当n＞1时，n个固定床反应器之间相互串联。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，对于固定床反应器没有特别的限定，可以为本领域常用的各种固定床反应器，优选情况下，固定床反应器的内径为1-20m，进一步优选为2-10m，更进一步优选地，每个固定床反应器的内径相同；固定床反应器包含至少1个催化剂床层，每个催化剂床层的高度优选为0.5-3m，进一步优选为0.8-1.5m，更进一步优选地，每个催化剂床层的高度相同；固定床反应器中的催化剂床层优选由格栅隔开，格栅的高度优选为0.03-0.5m，进一步优选为0.05-0.3m。格栅除了能支撑催化剂的作用外，还具有将外部物流导入逆流模拟移动床反应器和将逆流模拟移动床反应器内的物流抽出的作用。

本领域技术人员应该理解的是，本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，所述m个固定床反应器用于原料的反应和催化剂的缓和再生，所述n个固定床反应器与所述m个固定床反应器之间相互隔离用于催化剂的深度再生，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段包括至少一个催化剂床层，所述深度再生段包括至少1个固定床反应器。随着时间的推移，进行原料反应和催化剂缓和再生的固定床反应器与进行催化剂深度再生的固定床反应器梯次进行切换。各固定床反应器之间设置有管道和阀门15-20、52-55，通过控制阀门15-20、52-55的开闭，实现进行原料反应和催化剂缓和再生的反应器之间串联连接，以及实现进行催化剂深度再生的反应器之间串联连接，并实现进行原料反应和催化剂缓和再生的反应器与进行催化剂深度再生的反应器完全隔离。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，优选情况下，多路程控阀控制设备4包括汽缸驱动的程控阀和进出料管道，固定床反应器的每个催化剂床层均与进出料管道相连接，每股进出料管道上均设置有程控阀。优选情况下，固定床反应器的每个催化剂床层均与至少4股进出料管道相连接，当固定床反应器的每个催化剂床层仅与4股进出料管道相连接时，所述4股进出料管道分别用于导入原料(即烷烃和烯烃的液体混合物)、抽出烷基化反应产物(即含有烷基化油的液体混合物)、导入催化剂缓和再生介质和抽出催化剂再生后的物料(即抽出催化剂缓和再生后的冲洗液)，当与固定床反应器的每个催化剂床层相连接的进出料管道多于4股时，其余的进出料管道还可用于导入催化剂深度再生介质。

本领域技术人员应该理解的是，多路程控阀控制设备4为连通原料、烷基化反应产物、催化剂缓和再生介质和催化剂再生后的物料与反应器各催化剂床层的关键设备，其在特定的时间内将对应的物料导入指定的催化剂床层，或从指定的催化剂床层将物料抽出，实现静止在反应器中的催化剂模拟的向上移动。其中，每个催化剂床层都与各股进出料管道连接，并使用程控阀进行控制。如果进出物料为A股，逆流模拟移动床反应器有B个床层，则需要采用的程控阀数目至少为A×B个。通过每个床层对应的进出料管道上设置的程控阀的周期性开闭，实现将各股物流导入或抽出某个催化剂床层。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，对于与每个催化剂床层连接的用于导入原料、抽出烷基化反应产物、导入催化剂缓和再生介质、抽出催化剂再生后的物料和导入催化剂深度再生介质的进出料管道的内径大小没有特别的限定，可以为本领域常用的进出料管道的内径大小，优选情况下，与每个催化剂床层连接的用于导入原料、抽出烷基化反应产物、导入催化剂缓和再生介质和抽出催化剂再生后的物料的进出料管道的内径为10-800mm，与每个催化剂床层连接的用于导入催化剂深度再生介质的进出料管道的内径为60-600mm。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，优选情况下，原料与产物区包括烷烃储罐5、烯烃储罐6、原料混合器12、烷基化油储罐7和分馏塔11，烷烃储罐5和烯烃储罐6中的物料经原料混合器12混合后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11用于分离烷基化油和烷烃，分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5，实现烷烃循环和产物分离。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，烷烃储罐5中的烷烃优选为异构烷烃，进一步优选为异丁烷；烯烃储罐6中的烯烃优选为C₃-C₅烯烃，进一步优选为丁烯。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，对于分馏塔11没有特别的限定，可以为本领域常用的各种分馏塔，例如分馏塔11可以为精馏塔，塔内可以安装塔盘，也可以装填填料。优选情况下，分馏塔11的直径为0.1-15m，高为1-100m，装填有0.3-90m高的填料。填料优选为拉西环。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，根据本发明的一种优选实施方式，如图1所示，再生物料区包括缓和再生液体储罐7、再生气体储罐8、气液混合阀13、再生气体加热器14和气液分离器10。缓和再生液体储罐7和再生气体储罐8中的物料经气液混合阀13混合后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入气液分离器10用于分离再生气体和缓和再生液体，分离得到的再生气体和缓和再生液体分别返回至再生气体储罐8和缓和再生液体储罐7，再生气体储罐8中的再生气体经再生气体加热器14加热后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，根据本发明的另一种优选实施方式，如图2所示，再生物料区包括缓和再生液体储罐7、再生气体储罐8、再生气体加热器14、深度再生液体储罐56、降温换热器57和气液分离器10。缓和再生液体储罐7中的物料通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入缓和再生液体储罐7，再生气体储罐8中的再生气体经再生气体加热器14加热后与深度再生液体储罐56中的物料混合并将混合物导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂深度再生后的物料经降温换热器57降温后导入气液分离器10用于分离再生气体和深度再生液体，分离得到的再生气体和深度再生液体分别返回至再生气体储罐8和深度再生液体储罐56。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，优选地，在每个固定床反应器顶部设置专门的阀门，控制深度再生介质进入深度再生段。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，对于气液分离器10没有特别的限定，可以为本领域常用的各种气液分离器，优选情况下，气液分离器10的直径为0.3-10m，高为0.5-10m。根据本发明的一种优选的实施方式，如图1所示，气液分离器10将催化剂缓和再生后的物料(即含有再生气体的缓和再生液体)进行气液分离，实现再生气体和缓和再生液体的循环利用。根据本发明的另一种优选的实施方式，如图2所示，气液分离器10将经降温后的催化剂深度再生后的物料(即含有再生气体的深度再生液体)进行气液分离，实现再生气体和深度再生液体的循环利用。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置中，通过在缓和再生段和反应段之间设置缓冲段，将缓和再生段和反应段隔开，实现了催化剂缓和再生后的冲洗液与反应原料的隔离，避免了催化剂缓和再生后的含氢冲洗液与反应原料的接触，大大降低了分馏成本；通过设置深度再生段，实现了失活催化剂的气相再生。

本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置可用于需要包含多股物料进出化工过程的连续生产，例如芳烃吸附分离过程、糖浆制备过程和固体酸烷基化反应过程等。优选地，用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置为固体酸烷基化反应器。

第二方面，本发明提供了一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，原料反应与催化剂再生在逆流模拟移动床反应器中进行，逆流模拟移动床反应器包括至少两个固定床反应器，每个固定床反应器包括至少一个催化剂床层，该方法包括：

(1)在T时刻，通过多路程控阀控制设备4将来自原料与产物区的烷烃和烯烃的液体混合物导入逆流模拟移动床反应器的第M床层中进行烷基化反应，反应段包括i个床层；

(2)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i床层将含有烷基化油的液体混合物抽出，并通过多路程控阀控制设备4返回至原料与产物区，产油段包括j个床层；

(3)在同一时刻T，通过多路程控阀控制设备4将来自再生物料区的催化剂缓和再生介质导入逆流模拟移动床反应器的第M+i+j床层中对催化剂进行缓和再生，缓和再生段包括k个床层；

(4)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i+j+k床层将催化剂缓和再生后的物料抽出，并通过多路程控阀控制设备4返回至再生物料区，缓冲段包括q个床层；

(5)每经过时间t后，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段均向下移动一个床层；

待固定床反应器中的催化剂失活后，将失活的固定床反应器与其余的固定床反应器完全隔离，形成深度再生段并利用来自再生物料区的催化剂深度再生介质对催化剂进行深度再生，待深度再生完毕后，继续用于所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度优选为30-150℃，进一步优选为40-120℃，更优选为50-100℃；压力优选为0.5-10MPa，进一步优选为1-6MPa。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，烷烃和烯烃的液体混合物中烷烃与烯烃的摩尔比可以在较宽的范围内波动，优选情况下，烷烃和烯烃的液体混合物中烯烃与烷烃的摩尔比为1：10-1000，进一步优选为1：15-200，更优选为1：20-100。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，反应段的液相空塔线速为0.01-0.5m/s，进一步优选为0.02-0.2m/s。反应段内烷烃和烯烃的摩尔比可以在较宽的范围内波动，优选情况下，反应段内烷烃和烯烃的摩尔比为100-1500：1，优选为300-800：1。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，产油段的空塔线速为0.005-0.3m/s，进一步优选为0.008-0.15m/s。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，步骤(2)中，将含有烷基化油的液体混合物通过多路程控阀控制设备4返回至原料与产物区的方式包括将含有烷基化油的液体混合物通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11，分离烷基化油和烷烃，并将分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，催化剂缓和再生介质为缓和再生液体或者为溶解有再生气体的缓和再生液体，进一步优选为溶解有再生气体的缓和再生液体。当催化剂缓和再生介质为溶解有再生气体的缓和再生液体时，催化剂缓和再生介质中再生气体的质量分数优选为0.01-1％，进一步优选为0.05-0.5％。对于缓和再生液体和再生气体没有特别的限定，可以为本领域常用的各种缓和再生液体和再生气体，优选情况下，缓和再生液体为碳原子数为C3-C11，进一步优选为C4-C9，更优选为C4-C8的烃类物质；再生气体为氢气。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，根据本发明的一种优选的实施方式，如图1所示，当步骤(3)中的催化剂缓和再生介质为溶解有再生气体的缓和再生液体时，步骤(4)中，将催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4返回至再生物料区的方式可以包括：将催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入气液分离器10中进行气液分离，得到再生气体和缓和再生液体，并将分离得到的再生气体和缓和再生液体分别返回至再生气体储罐8和缓和再生液体储罐7。根据本发明的另一种优选的实施方式，如图2所示，当步骤(3)中的催化剂缓和再生介质为缓和再生液体时，步骤(4)中，将催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4返回至再生物料区的方式可以包括：将催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入缓和再生液体储罐7。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，缓和再生段的液相空塔线速为0.01-0.5m/s，进一步优选为0.02-0.2m/s。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，缓冲段的空塔线速为0.005-0.3m/s，进一步优选为0.008-0.15m/s。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，深度再生的条件包括：温度为100-600℃，进一步优选为150-400℃；压力为0.1-10MPa，进一步优选为0.5-5MPa。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，催化剂深度再生介质为再生气体或者为溶解有再生气体的深度再生液体，进一步优选为再生气体。当催化剂深度再生介质为溶解有再生气体的深度再生液体时，催化剂深度再生介质中再生气体的质量分数优选为0.01-10％，进一步优选为0.1-5％。对于深度再生液体和再生气体没有特别的限定，可以为本领域常用的各种深度再生液体和再生气体，优选情况下，深度再生液体为碳原子数为C3-C8的低碳烃，再生气体为氢气。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，根据本发明的一种优选的实施方式，如图2所示，当深度再生介质为溶解有再生气体的深度再生液体时，将催化剂深度再生后的物料经降温换热器57降温后导入气液分离器10用于分离再生气体和深度再生液体，并将分离得到的再生气体和深度再生液体分别返回至再生气体储罐8和深度再生液体储罐56；进一步优选地，催化剂深度再生后的物料经降温换热器57降温至30-150℃。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，深度再生介质在深度再生段的表观流速为0.001-1m/s，进一步优选为0.02-0.5m/s。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，该方法还包括：催化剂完成深度再生后，将深度再生段的温度降低至反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段所需的温度。对于将深度再生段的温度降低至反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段所需的温度的方法没有特别的限定，只要将温度调节至前述适宜的温度即可，优选情况下，通入低温的反应原料中的烷烃液体将深度再生段的温度降低至反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段所需的温度。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，分馏塔11的塔顶温度为50-300℃，进一步优选为80-200℃，压力为0.01-3MPa，进一步优选为0.05-1MPa，含有烷基化油的液体混合物在分馏塔11中的空塔线速优选为0.05-3m/s，进一步优选为0.1-2m/s。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，优选情况下，气液分离器10的温度为20-100℃，进一步优选为40-80℃，压力为0.05-3MPa，进一步优选为0.1-2MPa。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，对于催化剂没有特别的限定，可以为本领域常用的各种催化剂，优选情况下，催化剂的活性组分包括负载有金属的分子筛，分子筛为FAU结构沸石、BETA结构沸石和MFI结构沸石中的一种或多种，进一步优选为FAU结构沸石和BETA结构沸石，金属优选为Fe、Co、Ni、Pd和Pt中的一种或多种，进一步优选为Co、Ni和Pt中的一种或多种。催化剂的平均粒径优选为0.1-10mm，进一步优选为0.5-5mm。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，本领域技术人员应该理解的是，步骤(1)中，烷烃和烯烃的液体混合物导入逆流模拟移动床反应器某个固定床反应器的第M床层中与催化剂接触进行烷基化反应，此时与第M床层相连接的用于导入原料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，第M床层处于反应段，反应段需要i个床层(i≥1)共同完成；步骤(2)中，含有烷基化油的液体混合物返回至原料与产物区，此时与第M+i床层相连接的用于抽出烷基化反应产物的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，第M+i床层处于产油段，产油段需要j个床层(j≥1)共同完成；步骤(3)中，催化剂缓和再生介质导入逆流模拟移动床反应器的第M+i+j床层中对催化剂进行缓和再生，此时与第M+i+j床层相连接的用于导入催化剂缓和再生介质的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，第M+i+j床层处于缓和再生段，缓和再生段需要k个床层(k≥1)共同完成；步骤(4)中，催化剂缓和再生后的物料返回至再生物料区，此时与第M+i+j+k床层相连接的用于抽出催化剂再生后的物料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，第M+i+j+k床层处于缓冲段，缓冲段需要q个床层(q≥1)共同完成。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，时间t称为步进时间，t的长短由催化剂反应速率和原料处理量共同决定，优选为30-500s。每个步进时间结束时，多路程控阀控制设备4中各股物流打开的程控阀向下移动一个床层，使各股物流向下移动一个床层，实现物料口的周期性跃迁。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，步骤(5)中，每经过时间t后，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段均向下移动一个床层可以理解为：经过时间t后，烷烃和烯烃的液体混合物停止从第M床层导入，改为从第M+1床层导入，反应段向下移动一个床层；含有烷基化油的液体混合物停止从第M+i床层抽出，改为从第M+i+1床层抽出，产油段向下移动一个床层；催化剂缓和再生介质停止从第M+i+j床层导入，改为从第M+i+j+1床层导入，缓和再生段向下移动一个床层；催化剂缓和再生后的物料停止从第M+i+j+k床层抽出，改为从第M+i+j+k+1床层抽出，缓冲段向下移动一个床层；此时，逆流模拟移动床反应器中共有M+i+j+k+q个催化剂床层进行原料反应和催化剂缓和再生过程，其余床层与这些床层完全隔离，形成深度再生段对催化剂进行深度再生，待催化剂深度再生完毕，烷烃和烯烃的液体混合物停止从不能继续进行催化剂缓和再生的反应器导入，改为从深度再生后的反应器导入，导入物料的反应器成为原料反应和催化剂缓和再生串联反应器的一部分，继续进行由M+i+j+k+q个催化剂床层组成的原料反应和催化剂缓和再生过程，不能继续进行催化剂缓和再生的反应器进入深度再生段，对催化剂进行深度再生。对催化剂进行深度再生时，可以通过多路程控阀控制设备4或逆流模拟移动床反应器顶部设置的阀门通入深度再生介质进行深度再生。固定床反应器中的催化剂失活可以通过检测固体酸烷基化反应的产物来检测，若产物中含有烯烃，则说明催化剂失活且不能缓和再生。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法中，本领域技术人员应该理解的是，反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段所对应的催化剂床层不是固定的，而是按步进时间t进行变换的，变换时每段所包含的催化剂床层的数目不变。

实施例

以下的实施例将对本发明作进一步的说明，但并不因此限制本发明。

以下实施例和对比例中，催化剂为负载金属Pt的FAU结构沸石球形催化剂，活性金属Pt的含量为0.3wt％，平均粒径为1.5mm。其制备方法为采用中国石化催化剂有限公司生产的FAU结构的NaY型分子筛，通过离子交换将金属Pt负载到分子筛上；然后将分子筛与氧化铝以70：30的重量比混合均匀，在滚球成型设备上边喷水边滚动成球，经干燥、焙烧后制得。

油品的质量通常用油品的抗暴性能表征，不同油品的抗暴性能通常用辛烷值表示。异辛烷(2，2，4-三甲基戊烷，TMP)的抗爆性较好，辛烷值给定为100。正庚烷的抗爆性差，给定为0。油品辛烷值的测定是以异辛烷和正庚烷为标准燃料，按标准条件，在实验室标准单缸汽油机上用对比法进行的。调节标准燃料组成的比例，使标准燃料产生的爆震强度与测试油品相同，此时标准燃料中异辛烷所占的体积百分数就是测试油品的辛烷值。油品辛烷值的测定方法通常有研究法(RON)和马达法(MON)两种。

RON的测定条件包括：发动机转速为600r/min，进气温度为25℃。它反映汽车在市区慢速行驶时的汽油抗爆性。对同一种汽油，其研究法辛烷值比马达法辛烷值高约0-15个单位。

MON的测定条件包括：发动机转速为900r/min，进气温度为149℃。它反映汽车在高速、重负荷条件下行驶的汽油抗爆性。

烷基化反应产物油中C8组分主要由异构烷烃二甲基己烷(DMH)和三甲基戊烷(TMP)组成，TMP/DMH的比值越大表明油品的辛烷值越高。

实施例1

本实施例用于说明本发明的一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置以及一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法。

如图1所示，本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置包括原料与产物区、再生物料区、多路程控阀控制设备4和逆流模拟移动床反应器，在多路程控阀控制设备4的控制下，原料与产物区的原料导入逆流模拟移动床反应器中进行烷基化反应，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物返回至原料与产物区，再生物料区的催化剂再生介质导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂再生后的物料返回至再生物料区。

其中，逆流模拟移动床反应器为3个固定床反应器1-3的组合，包括反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段，其中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段在2个串联的固定床反应器中，深度再生段处于与这两个固定床反应器完全隔离的另一个固定床反应器中，缓冲段将缓和再生段和反应段隔开，3个固定床反应器均为直径相等的包括3个催化剂床层的固定床反应器，每个固定床反应器的内径为200mm，高为3.5m，每个催化剂床层的高度为1m，催化剂床层之间用格栅51分隔开，格栅高度为50mm。每个催化剂床层中催化剂的装填量为20kg，装填高度为1m。固定床反应器1-3之间设置管道和阀门15-20，通过控制阀门15-20的开闭，实现固定床反应器1-3之间两两串联和与另一个固定床反应器完全隔离以及反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段之间的切换。

其中，原料与产物区包括烷烃储罐5、烯烃储罐6、原料混合器12、烷基化油储罐9和分馏塔11，分馏塔的直径为200mm，高为2m，装填有1.5m高的拉西环填料。烷烃储罐5中的异丁烷和烯烃储罐6中的1-丁烯经原料混合器12混合后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11用于分离烷基化油和烷烃，分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5。

其中，再生物料区包括缓和再生液体储罐7、再生气体储罐8、气液混合阀13、再生气体加热器14和气液分离器10，气液分离器10的直径为500mm，高为1m。缓和再生液体储罐7中的异丁烷和再生气体储罐8中的氢气经气液混合阀13混合后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入气液分离器10用于分离氢气和异丁烷，分离得到的氢气和异丁烷分别返回至再生气体储罐8和缓和再生液体储罐7，再生气体储罐8中的氢气经再生气体加热器14加热后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生。

其中，如图3所示，多路程控阀控制设备4包括汽缸驱动的程控阀和进出料管道，固定床反应器1-3的每个催化剂床层均与5股进出料管道相连接，使得每个催化剂床层通过进出料管道分别与原料混合器12、缓和再生液体储罐7、再生气体储罐8、气液分离器10和分馏塔11相连接，每股进出料管道上均设置有一个程控阀，一共有45个程控阀。每个催化剂床层上与原料混合器12和气液分离器10之间连接的进出料管道的内径为25mm，与分馏塔11和缓和再生液体储罐7之间连接的进出料管道的内径为20mm，与再生气体储罐8连接的用于导入催化剂缓和再生介质的进出料管道的内径为25mm，与再生气体储罐8连接的用于导入催化剂深度再生介质的进出料管道的内径为100mm。通过多路程控阀控制设备4中每个催化剂床层对应的进出料管道上设置的程控阀的周期性开闭，实现将各股物料导入或抽出某个催化剂床层。

具体地，在时刻T，固定床反应器1和固定床反应器2互相串联，形成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器3与固定床反应器1和固定床反应器2相隔离，成为深度再生反应器。烷烃储罐5中的异丁烷和烯烃储罐6中的1-丁烯按摩尔比25：1导入原料混合器12，混合后的混合物通过多路程控阀控制设备4从固定床反应器1的顶床层的格栅51进入固定床反应器1，与催化剂接触进行烷基化反应，混合物的总进料量为125kg/h，如图3所示，此时与固定床反应器1的顶床层相连接的用于导入原料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的顶床层处于反应段，共有两个床层组成反应段，反应段内烷烯摩尔比为600:1，物料在反应段内的液相空塔线速为0.035m/s。同时，从固定床反应器1的底床层的格栅51抽出含有烷基化油的液体混合物，并通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11分离烷基化油和异丁烷，分馏塔11的塔顶温度为90℃，压力为0.1MPa，含有烷基化油的液体混合物在分馏塔11中的空塔线速为1.5m/s，并将分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5。此时与固定床反应器1的底床层相连接的用于抽出烷基化反应产物的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的底床层处于产油段，产油段的流体的空塔线速为0.012m/s，产油段由一个床层组成。同时，将缓和再生液体储罐7中的异丁烷与再生气体储罐8中的氢气经气液混合阀13混合后形成催化剂缓和再生介质，催化剂缓和再生介质中再生气体的质量分数为0.2％，通过多路程控阀控制设备4导入固定床反应器2的顶床层，对该床层中的催化剂进行缓和再生。此时，与固定床反应器2的顶床层相连接的用于导入催化剂缓和再生介质的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器2的顶床层处于缓和再生段，共有两个床层进行缓和再生，缓和再生段中流体的空塔线速为0.16m/s。同时，从固定床反应器2的底床层抽出催化剂缓和再生后的冲洗液，并通过多路程控阀控制设备4导入气液分离器10分离氢气和异丁烷，分离得到的氢气和异丁烷分别返回至再生气体储罐8和缓和再生液体储罐7。此时与固定床反应器2的底床层相连接的用于抽出催化剂再生后的物料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器2的底床层处于缓冲段，缓冲段的流体的空塔线速为0.010m/s。其中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度为80℃，压力为4MPa。同时，再生气体储罐8中的氢气经再生气体加热器14加热至260℃后通过多路程控阀控制设备4导入固定床反应器3的顶床层，对催化剂进行深度再生。此时与固定床反应器3的顶床层相连接的用于导入加热后氢气的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器3的顶床层处于深度再生段，固定床反应器3的三个床层全部处于深度再生段。固定床反应器3与固定床反应器1和固定床反应器2完全隔离，深度再生段的温度为260℃，压力为3MPa，深度再生段中高温氢气的表观速度为0.15m/s。

步进时间为70s，70s后(即T+70s时刻)，异丁烷和1-丁烯的混合物停止从固定床反应器1的顶床层进入，改由从固定床反应器1中间床层进入；含有烷基化油的液体混合物停止从固定床反应器1的底床层抽出，改由从固定床反应器2的顶床层抽出；催化剂缓和再生介质停止由固定床反应器2的顶床层进入，改由从固定床反应器2的中间床层进入；催化剂缓和再生后的冲洗液停止从固定床反应器2的底床层抽出，改由从固定床反应器1的顶床层抽出；经加热后的氢气停止从固定床反应器3的顶床层进入，改由从固定床反应器3的中间床层进入。如此往复循环，每次循环时反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段所包含的催化剂床层的数目不变，固定床反应器1和2的6个催化剂床层进行原料反应和催化剂缓和再生过程，固定床反应器3的3个催化剂床层进行催化剂深度再生过程。固定床反应器3经过55小时的高温再生后，从固定床反应器3的顶部注入50℃的异丁烷，将固定床反应器3的温度降低至80℃。第7天时，检测出固体酸烷基化反应的产物中含有烯烃，表明固定床反应器1中的催化剂失活且不能缓和再生，然后将异丁烷和1-丁烯的混合物导入固定床反应器3的顶床层，此时，固定床反应器2和固定床反应器3互相串联组成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器1与固定床反应器2和固定床反应器3相隔离，成为深度再生反应器。当固定床反应器2中的催化剂失活且不能缓和再生时，将异丁烷和1-丁烯的混合物导入固定床反应器1，使固定床反应器3和固定床反应器1互相串联，形成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器2与固定床反应器3和固定床反应器1相隔离，成为深度再生反应器。如此循环往复，实现原料反应、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续操作。

实施例2

本实施例用于说明本发明的一种用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置以及一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法。

如图2所示，本发明的用于固体酸烷基化的模拟移动床反应与再生装置包括原料与产物区、再生物料区、多路程控阀控制设备4和逆流模拟移动床反应器，在多路程控阀控制设备4的控制下，原料与产物区的原料导入逆流模拟移动床反应器中进行烷基化反应，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物返回至原料与产物区，再生物料区的催化剂再生介质导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂再生后的物料返回至再生物料区。

其中，逆流模拟移动床反应器为2个固定床反应器1-2的组合，包括反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段，其中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段在1个固定床反应器中，深度再生段处于与这个固定床反应器完全隔离的另一个固定床反应器中，缓冲段将缓和再生段和反应段隔开，2个固定床反应器均为直径相等的包括4个催化剂床层的固定床反应器，每个固定床反应器的内径为200mm，高为6.5m，每个催化剂床层的高度为1.5m，催化剂床层之间用格栅51分隔开，格栅高度为50mm。每个催化剂床层中催化剂的装填量为28kg，装填高度为1.5m。固定床反应器1和固定床反应器2之间设置管道和阀门15-20、52-55，通过控制阀门15-20、52-55的开闭，实现固定床反应器1和固定床反应器2相互隔离和连通。每个固定床反应器顶部设置有阀门与再生气体储罐8和深度再生液体储罐56相连通。

其中，原料与产物区包括烷烃储罐5、烯烃储罐6、原料混合器12、烷基化油储罐9和分馏塔11，分馏塔的直径为200mm，高为2m，装填有1.5m高的拉西环填料。烷烃储罐5中的异丁烷和烯烃储罐6中的1-丁烯经原料混合器12混合后通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11用于分离烷基化油和烷烃，分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5。

其中，再生物料区包括缓和再生液体储罐7、再生气体储罐8、再生气体加热器14、深度再生液体储罐56、降温换热器57和气液分离器10，气液分离器10的直径为500mm，高为1m。缓和再生液体储罐7中的异丁烷通过多路程控阀控制设备4导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备4导入缓和再生液体储罐7，再生气体储罐8中的氢气经再生气体加热器14加热后与深度再生液体储罐56中的异丁烷混合并通过设置在逆流模拟移动床反应器顶部的阀门将混合物导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生，逆流模拟移动床反应器中催化剂深度再生后的物料经降温换热器57降温后导入气液分离器10用于分离氢气和异丁烷，分离得到的氢气和异丁烷分别返回至再生气体储罐8和深度再生液体储罐56。

其中，多路程控阀控制设备4包括汽缸驱动的程控阀和进出料管道，固定床反应器1-2的每个催化剂床层均与4股进出料管道相连接，使得每个催化剂床层通过进出料管道分别与原料混合器12、缓和再生液体储罐7、分馏塔11和缓和再生液体储罐7相连接，每股进出料管道上均设置有一个程控阀，一共有32个程控阀。每个催化剂床层上与原料混合器12和缓和再生液体储罐7之间连接的进出料管道的内径为25mm，与分馏塔11之间连接的进出料管道的内径为20mm，通过多路程控阀控制设备4中每个催化剂床层对应的进出料管道上设置的程控阀的周期性开闭，实现将各股物料导入或抽出某个催化剂床层。

具体地，在时刻T，固定床反应器1形成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器2与固定床反应器1相隔离，成为深度再生反应器。烷烃储罐5中的异丁烷和烯烃储罐6中的1-丁烯按摩尔比100：1导入原料混合器12，混合后的混合物通过多路程控阀控制设备4从固定床反应器1的顶床层的格栅51进入固定床反应器1，与催化剂接触进行烷基化反应，混合物的总进料量为140kg/h，此时与固定床反应器1的顶床层相连接的用于导入原料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的顶床层处于反应段，共有一个床层组成反应段，反应段内烷烯摩尔比为700:1，物料在反应段内的液相空塔线速为0.012m/s。同时，从固定床反应器1的第二床层抽出含有烷基化油的液体混合物，并通过多路程控阀控制设备4导入分馏塔11分离烷基化油和异丁烷，分馏塔11的塔顶温度为200℃，压力为1MPa，含有烷基化油的液体混合物在分馏塔11中的空塔线速为2m/s，并将分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐9和烷烃储罐5。此时与固定床反应器1的第二床层相连接的用于抽出烷基化反应产物的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的第二床层处于产油段，产油段的流体的空塔线速为0.008m/s，产油段由一个床层组成。同时，将缓和再生液体储罐7中的异丁烷通过多路程控阀控制设备4导入固定床反应器1的第三床层，对该床层中的催化剂进行缓和再生。此时，与固定床反应器1的第三床层相连接的用于导入催化剂缓和再生介质的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的第三床层处于缓和再生段，共有一个床层进行缓和再生，缓和再生段中流体的空塔线速为0.02m/s。同时，从固定床反应器1的第四床层抽出催化剂缓和再生后的冲洗液，并通过多路程控阀控制设备4返回至缓和再生液体储罐7。此时与固定床反应器1的第四床层相连接的用于抽出催化剂再生后的物料的进出料管道上设置的程控阀为打开的状态，固定床反应器1的第四床层处于缓冲段，缓冲段的流体的空塔线速为0.015m/s。其中，反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度为50℃，压力为6MPa。同时，再生气体储罐8中的氢气经再生气体加热器14加热至400℃后与深度再生液体储罐56中的异丁烷混合得到催化剂深度再生介质，催化剂深度再生介质中氢气的质量分数为5％，通过固定床反应器2顶部的阀门导入固定床反应器2的顶床层，对催化剂进行深度再生。固定床反应器2的顶床层处于深度再生段，固定床反应器2的四个床层全部处于深度再生段。固定床反应器2与固定床反应器1完全隔离，深度再生段的温度为400℃，压力为5MPa，深度再生段中深度再生介质的表观速度为0.5m/s。

步进时间为80s，80s后(即T+80s时刻)，异丁烷和1-丁烯的混合物停止从固定床反应器1的顶床层进入，改由从固定床反应器1的第二床层进入；含有烷基化油的液体混合物停止从固定床反应器1的第二床层抽出，改由从固定床反应器1的第三床层抽出；催化剂缓和再生介质停止由固定床反应器1的第三床层进入，改由从固定床反应器1的底床层进入；催化剂缓和再生后的冲洗液停止从固定床反应器1的底床层抽出，改由从固定床反应器1的顶床层抽出；催化剂深度再生介质停止从固定床反应器2的顶床层进入，改由从固定床反应器2的第二床层进入。如此往复循环，每次循环时反应段、产油段、缓和再生段、缓冲段和深度再生段所包含的催化剂床层的数目不变，固定床反应器1的4个催化剂床层进行原料反应和催化剂缓和再生过程，固定床反应器2的4个催化剂床层进行催化剂深度再生过程。固定床反应器2经过60小时的高温再生后，从固定床反应器2的顶部注入30℃的异丁烷，将固定床反应器2的温度降低至50℃。第7天时，检测出固体酸烷基化反应的产物中含有烯烃，表明固定床反应器1中的催化剂失活且不能缓和再生，然后将异丁烷和1-丁烯的混合物导入固定床反应器2的顶床层，此时，固定床反应器2组成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器1与固定床反应器2仍然相隔离，成为深度再生反应器。当固定床反应器2中的催化剂失活且不能缓和再生时，将异丁烷和1-丁烯的混合物导入固定床反应器1，固定床反应器1形成原料反应和催化剂缓和再生反应器，固定床反应器2成为深度再生反应器。如此循环往复，实现原料反应、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续操作。

对比例1

本对比例用于说明现有的基于固定床反应器中型试验装置的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法。

按照实施例1的方法，不同的是，在三台并联的固定床反应器中型试验装置上进行固体酸烷基化反应与催化剂再生操作，具体操作过程为，当第一台固定床反应器用于进行烷基化反应时，第二台固定床反应器用于进行低温浅度再生操作，而第三台固定床反应器用于进行高温深度再生操作，三台并联的固定床反应器切换使用。每个固定床反应器的内径为200mm，高为2500mm。每个固定床反应器中催化剂的装填量为28kg，装填高度为1500mm。反应原料为异丁烷和1-丁烯的混合物，原料中异丁烷和1-丁烯的摩尔比为25:1，反应器内的烷烯摩尔比为900:1，总进料量为960kg/h，烯烃的质量空速为0.035h^-1。其中烷基化反应和浅度再生操作切换的周期为4h，采用溶解氢气的异丁烷作为浅度再生介质，浅度再生介质中氢气的质量分数为0.2％，对固定床反应器内的催化剂进行洗涤再生，洗涤再生的条件与烷基化反应的条件相同，均为：温度为80℃，压力为4MPa。每次处于烷基化反应的固定床反应器和处于洗涤再生操作的固定床反应器切换之前，需要分别停止1-丁烯和溶解氢气的异丁烷进料，采用纯的异丁烷对这两台固定床反应器进行洗涤，洗涤10min后，这两台固定床反应器开始切换操作。每隔4天需要对床层内的催化剂进行一次高温深度再生，采用氢气在260℃，3MPa下对床层内的催化剂进行深度再生，再生时间为3h，再生后需要对床层进行冷却操作，而后再采用纯的异丁烷对床层内的催化剂进行洗涤，洗涤时间20min，以除去残留在床层内的氢气。

当实施例1-2与对比例中的中型试验装置连续稳定运行1000h后，对各自所得的烷基化油进行检测和评定，结果如表1所示。

表1

从表1中可以看出，与对比例的烷基化油相比，本发明实施例1-2的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法所得的烷基化油的辛烷值更高，烯烃C5+产物的收率更高，且具有更高的目标产物(三甲基戊烷)选择性，C9+产物的收率也更低，说明本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法能够获得性质更优的烷基化油。

从装置运行角度来看，就对比例的固定床烷基化技术而言，实验室测定的装置极限操作周期约为6个月，其后必须更换催化剂；而采用本发明的基于逆流模拟移动床的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，实验室运转12个月以上，仍能够保持较高的烯烃转化率。

本发明的用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，将原料反应-催化剂缓和再生-催化剂深度再生结合起来，在不影响烷基化反应进行的同时，对催化剂进行逆流再生，可以有效的抑制催化剂的失活，减少催化剂高温深度再生的频率，延长催化剂的寿命，实现了固体酸烷基化反应、产物抽出、催化剂缓和再生和催化剂深度再生的连续平稳运行，延长了操作周期和装置的寿命，保证并维持了装置内的催化剂具有较为稳定的平衡活性，提高了烷基化油中目标产物的选择性，大大提高了装置操作运行的经济性，具有更好的工业应用前景。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。

Claims (20)

1.一种用于固体酸烷基化的原料反应与催化剂再生的方法，其特征在于，所述原料反应与催化剂再生在逆流模拟移动床反应器中进行，所述逆流模拟移动床反应器包括至少两个固定床反应器，即用于进行催化剂深度再生的固定床反应器，以及用于进行原料反应和催化剂缓和再生的固定床反应器，每个固定床反应器包括至少一个催化剂床层，所述方法包括：

(1)在T时刻，通过多路程控阀控制设备将来自原料与产物区的烷烃和烯烃的液体混合物导入逆流模拟移动床反应器的第M床层中进行烷基化反应，反应段包括i个床层；所述烷烃和烯烃的液体混合物中烯烃与烷烃的摩尔比为1：10-1000；所述反应段的液相空塔线速为0.01-0.5m/s；

(2)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i床层将含有烷基化油的液体混合物抽出，并通过多路程控阀控制设备返回至原料与产物区，产油段包括j个床层；所述产油段的空塔线速为0.005-0.3m/s；

(3)在同一时刻T，通过多路程控阀控制设备将来自再生物料区的催化剂缓和再生介质导入逆流模拟移动床反应器的第M+i+j床层中对催化剂进行缓和再生，缓和再生段包括k个床层；所述缓和再生段的液相空塔线速为0.01-0.5m/s；所述催化剂缓和再生介质为溶解有再生气体的缓和再生液体，所述催化剂缓和再生介质中再生气体的质量分数为0.01-1％，所述缓和再生液体为烃类物质，所述烃类物质的碳原子数为C3-C11；所述再生气体为氢气；

(4)在同一时刻T，从逆流模拟移动床反应器的第M+i+j+k床层将催化剂缓和再生后的物料抽出，并通过多路程控阀控制设备返回至再生物料区，缓冲段包括q个床层；所述缓冲段的空塔线速为0.005-0.3m/s；

(5)每经过时间t后，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段均向下移动一个床层；

待用于进行原料反应和催化剂缓和再生的固定床反应器中的催化剂失活后，切换用于进行催化剂深度再生的固定床反应器作为进行原料反应和催化剂缓和再生的固定床反应器，而将失活的固定床反应器与其余的固定床反应器完全隔离，形成深度再生段并利用来自再生物料区的催化剂深度再生介质对催化剂进行深度再生，待深度再生完毕后以便循环切换用于所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段，所述催化剂深度再生介质为再生气体或者为溶解有再生气体的深度再生液体；当所述催化剂深度再生介质为溶解有再生气体的深度再生液体时，所述催化剂深度再生介质中再生气体的质量分数为0.01-10％，所述再生气体为氢气，所述深度再生液体为碳原子数为C3-C8的低碳烃；

所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度为30-150℃；压力为0.5-10MPa，所述深度再生的条件包括：温度为100-600℃；压力为0.1-10MPa；

催化剂的活性组分包括负载有金属的分子筛，分子筛为FAU结构沸石、BETA结构沸石和MFI结构沸石中的一种或多种，金属为Fe、Co、Ni、Pd和Pt中的一种或多种。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述多路程控阀控制设备包括汽缸驱动的程控阀和进出料管道，所述固定床反应器的每个催化剂床层均与进出料管道相连接，每股进出料管道上均设置有程控阀。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述原料与产物区包括烷烃储罐、烯烃储罐、原料混合器、烷基化油储罐和分馏塔，所述烷烃储罐和烯烃储罐中的物料经原料混合器混合后通过多路程控阀控制设备导入逆流模拟移动床反应器，逆流模拟移动床反应器中产生的烷基化反应产物通过多路程控阀控制设备导入分馏塔用于分离烷基化油和烷烃，分离得到的烷基化油和烷烃分别返回至烷基化油储罐和烷烃储罐。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述再生物料区包括缓和再生液体储罐、再生气体储罐、气液混合阀、再生气体加热器和气液分离器，所述缓和再生液体储罐和再生气体储罐中的物料经气液混合阀混合后通过多路程控阀控制设备导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，所述逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备导入气液分离器用于分离再生气体和缓和再生液体，分离得到的再生气体和缓和再生液体分别返回至再生气体储罐和缓和再生液体储罐，所述再生气体储罐中的再生气体经再生气体加热器加热后通过多路程控阀控制设备导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述再生物料区包括缓和再生液体储罐、再生气体储罐、再生气体加热器、深度再生液体储罐、降温换热器和气液分离器，所述缓和再生液体储罐中的物料通过多路程控阀控制设备导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行缓和再生，所述逆流模拟移动床反应器中催化剂缓和再生后的物料通过多路程控阀控制设备导入缓和再生液体储罐，所述再生气体储罐中的再生气体经再生气体加热器加热后与深度再生液体储罐中的物料混合并将混合物导入逆流模拟移动床反应器中对催化剂进行深度再生，所述逆流模拟移动床反应器中催化剂深度再生后的物料经降温换热器降温后导入气液分离器用于分离再生气体和深度再生液体，分离得到的再生气体和深度再生液体分别返回至再生气体储罐和深度再生液体储罐。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度为40-120℃；压力为1-6MPa。

7.根据权利要求6所述的方法，其中，所述反应段、产油段、缓和再生段和缓冲段的温度为50-100℃。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烷烃和烯烃的液体混合物中烯烃与烷烃的摩尔比为1：15-200；所述反应段的液相空塔线速为0.02-0.2m/s。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述烷烃和烯烃的液体混合物中烯烃与烷烃的摩尔比为1：20-100。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述产油段的空塔线速为0.008-0.15m/s。

11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂缓和再生介质中再生气体的质量分数为0.05-0.5％。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烃类物质的碳原子数为C4-C9。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述烃类物质的碳原子数为C4-C8。

14.根据权利要求1所述的方法，其中，所述缓和再生段的液相空塔线速为0.02-0.2m/s。

15.根据权利要求1所述的方法，其中，所述缓冲段的空塔线速为0.008-0.15m/s。

16.根据权利要求1所述的方法，其中，所述深度再生的条件包括：温度为150-400℃；压力为0.5-5MPa。

17.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂深度再生介质为再生气体。

18.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂深度再生介质中再生气体的质量分数为0.1-5％。

19.根据权利要求1所述的方法，其中，所述深度再生介质在深度再生段的表观流速为0.001-1m/s。

20.根据权利要求19所述的方法，其中，所述深度再生介质在深度再生段的表观流速为0.02-0.5m/s。