CN107867966B - 一种异丁烷与c3～c5烯烃烷基化方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，包括如下步骤：S1：含有异丁烷与C3～C5烯烃的原料烃和催化剂硫酸进入液‑液分散装置，形成分散相液滴平均直径小于20μm的酸烃乳液，分散后的异丁烷、C3～C5烯烃和催化剂硫酸接触反应，反应温度为‑5～4℃，在液‑液分散装置出口形成未反应原料烃、反应产物和硫酸混合的反应物料；S2：S1所述反应物料进入搅拌反应器继续反应，反应温度为5～20℃；以及S3：从步骤S2反应后的物料中分离出烷基化油。本发明能延长烷基化在酸烃高度分散状态下的反应时间，降低反应不完全对烷基化产品辛烷值的不利影响，提高烷基化产品辛烷值。

Description

一种异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法
技术领域
本发明涉及烷基化反应方法，特别是用硫酸催化的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化反应方法。
背景技术
异丁烷和C3～C5烯烃烷基化所制得的烷基化油具有辛烷值高(研究法辛烷值一般为90～96)，蒸汽压低，芳烃和烯烃含量低，敏感性好等特点，是清洁环保的高辛烷值汽油调合组分。随着环保法规对汽油中烯烃、芳烃、硫含量等限制的日益严格，烷基化油的重要性日益突出。
目前炼油工业中广泛使用以硫酸或氢氟酸为催化剂的液体酸烷基化工艺。液体酸烷基化工艺的特点是选择性好、价格低、可回收并连续保持活性，从而使装置运转周期长。但是，由于氢氟酸是易挥发的剧毒化学品，一旦泄漏危害极大，而硫酸相比氢氟酸危害小，基于安全环保考虑，近年来，新建烷基化装置以硫酸法为主，硫酸法市场占有率目前已超过氢氟酸法。
异丁烷和C3～C5烯烃的硫酸烷基化是酸烃两相反应过程，烃相中的异丁烷向酸相的传质是烷基化反应的控制步骤。增大烃相和酸相的接触面积有利于异丁烷向酸相的传质，提高烷基化产品辛烷值。目前，工业硫酸烷基化反应器大多采用机械搅拌进行酸烃分散，由于反应温度较低，硫酸粘度较高，酸烃分散困难，反应易生成低辛烷值产物，对烷基化产品辛烷值不利。
近年来，新型分散设备被用于硫酸烷基化反应过程的酸烃分散。CN103861533A使用旋转填充床反应器，使酸烃在旋转的填料层中接触、充分混合与反应。该方法虽然能使酸烃较好的混合，但反应物料在旋转填料床内的停留时间极短，易造成反应不充分，对烷基化反应不利。
TW201429545A公开了一种烷基化方法，该方法利用一种用于至少两种液态物料的反应器，包括：封闭式的反应器壳体；进料管，其具有用于分别接受各液态物料的相应入口；分配管，其与进料管连通并延伸到反应器壳体内，并且在延伸到反应器壳体内的区域中设有若干分配孔；空心柱体形式的旋转床，其通过固定机构安装于反应器壳体内，从而将反应器壳体的内腔分成中心区和外侧区，旋转床能够在驱动机构的带动下旋转；以及设于反应器壳体的下部的用于输出反应后物料的出料口。其中，分配管与旋转床的内表面间隔开地伸入到中心区内，使得物料能够从中心区穿过旋转床而进入外侧区，并且经由出料口输出。反应物料必须从中心区径向地穿过处于高速旋转下的旋转床而进入外侧区。由此，在旋转床的旋转所形成的超重力的作用下，各种液态的反应物料被分散。反应物料剧烈撞击到高速转动的旋转床的床层内壁上，实现强化式混合。同时，当流过旋转床的床层时，反应物料不断被各个床层切割，因此在这里反复地实现了分散－聚并过程，显著强化了混合效果。此外，由于在根据本发明的反应器中使用了旋转床而没有使用机械搅拌装置，因此可以采用更低的反应温度，尤其适用于硫酸法烷基化反应。对于硫酸法烷基化反应来说，反应温度低具有众多优点，例如可以提高产品的辛烷值、减少副反应、降低酸耗等。然而，该反应器同样存在停留时间短，反应不完全等问题，对烷基化产品质量带来不利影响，尤其在低温下，反应速度更慢，反应不完全的问题更加突出。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，以克服现有技术中烷基化反应时间短，反应不完全以及反应产物辛烷值低的问题。
为了达到上述目的，本发明提供的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法包括如下步骤：
S1：含有异丁烷与C3～C5烯烃的原料烃和催化剂硫酸进入液-液分散装置，形成分散相液滴平均直径小于20μm的酸烃乳液，分散后的异丁烷、C3～C5烯烃和催化剂硫酸接触反应，反应温度为-5～4℃，在液-液分散装置出口形成未反应原料烃、反应产物和硫酸混合的反应物料；
S2：步骤S1所述反应物料进入搅拌反应器继续反应，反应温度为5～20℃；以及
S3：从步骤S2反应后的物料中分离出烷基化油。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其中，步骤S1中反应产物为异丁烷与C3～C5烯烃在液-液分散装置中反应生成的烷基化产物。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，步骤S1中，所述液-液分散装置为旋转填充床或定-转子反应器。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，所述步骤S2中，通过向搅拌反应器充入气体，使搅拌反应器压力高于反应物料泡点压力0.01MPa，所述气体为氮气、甲烷、乙烷中的一种或几种。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，步骤S2中，所述反应物料在搅拌反应器的平均停留时间为1～60min。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，步骤S2中，所述搅拌反应器的搅拌转速为50～550rpm。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，所述液-液分散装置中反应温度为0～4℃，所述搅拌反应器中反应温度为5～10℃。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，所述步骤S3具体为：所述步骤S2反应后的物料进入酸烃分离器分离为硫酸相和液体烃相，所述液体烃相进入蒸馏塔分离出烷基化油。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，步骤S1中，所述原料烃中异丁烷与C3～C5烯烃摩尔比为20:1～300:1。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，所述步骤S1中，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为1.1:1～20:1，所述步骤S2反应后的物料部分循环回液-液分散装置，使循环回液-液分散装置中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1～300:1。
本发明所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，优选的是，步骤S2中，所述搅拌反应器中液体烃与硫酸的体积比为1:1～1:1.5。
本发明的有益效果：
1、通过将液-液分散装置中生成的高分散酸烃乳液在搅拌反应器中继续反应，使烷基化在高酸烃界面积下反应的时间得以延长，反应更加充分，减少反应物料在酸烃界面积较小的酸烃分离器中继续反应，提高烷基化产品辛烷值。
2、通过分别控制液-液分散装置和搅拌反应器的反应温度，在液-液分散装置和搅拌反应器之间形成温度差异，使在液-液分散装置中进行的初期反应在较低的温度下进行，利用液-液分散装置对酸烃的低温分散效果，同时，反应后期在温度较高的搅拌反应器进行，反应物料粘度降低，有利于搅拌以及反应物料在酸烃分离器的分离，而且对反应过程低辛烷值产物的产生起到抑制作用，有利于产品辛烷值的提高。
3、通过调节搅拌反应器压力高于反应物料的泡点压力，使反应物料在反应过程中的气化得到抑制，防止气化产生的气泡加快酸烃分离，充分利用液-液分散装置对酸烃的分散效果，使反应在较高的酸烃界面积下进行，促进异丁烷向酸相的传质，提高烷基化产品辛烷值。
4、本发明异丁烷与C3～C5烯烃在搅拌反应器的搅拌转速优选为50～550rpm，此转速范围有利于提高产品烷基化油的辛烷值，降低搅拌能耗。
附图说明
图1是本发明的实施例1的装置流程图。
图2是本发明的实施例11的装置流程图。
其中：附图标记：
1、旋转填充床
2、搅拌反应器
3、蒸馏塔
4、输料管
5、催化剂循环管
6、搅拌反应器电机
7、催化剂补充管
8、催化剂排出管
9、液相烃排出管
10、蒸馏塔底管
11、蒸馏塔侧线管
12、蒸馏塔顶管
13、酸烃分离器
14、反应物料流出管
15、旋转填充床填料
16、充气管
17、反应物料循环管
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
下面结合附图和实施例对本发明作进一步详细的说明。
实施例1
装置参见图1所示。原料烃和催化剂硫酸分别经输料管4进入旋转填充床1，在旋转填充床填料15中进行混合，形成原料烃和硫酸的酸烃乳液，开始反应，其中旋转填充床是本实施例中的液-液分散装置。然后，在旋转填料离心力的作用下被甩出，在旋转填充床出口形成未反应原料烃、产物和硫酸形成的反应物料。反应物料进入搅拌反应器2继续反应，搅拌反应器由电机6驱动，搅拌反应器的压力通过充气管16充入氮气、甲烷、乙烷等气体进行调节。搅拌反应器反应物料经反应物料流出管14进入酸烃分离器13，在酸烃分离器内分离成催化剂硫酸和液体烃两相。催化剂硫酸经催化剂循环管5返回旋转填充床，此过程会有一些催化剂的损失，新鲜硫酸经催化剂补充管7加入来补充损失，而累积的废催化剂经催化剂排出管8移出，硫酸质量浓度维持在90％以上。液体烃经液相烃排出管9进入蒸馏塔3进行分离，塔底经蒸馏塔底管10馏出烷基化油；如果进料中含有正丁烷，则在蒸馏塔中经蒸馏塔侧线管11移出；塔顶经蒸馏塔顶管12馏出的塔顶馏出物主要为未反应的异丁烷。
在上述装置中，首先用氮气置换装置内的空气，然后启动旋转填充床，向旋转填充床通入原料烃和硫酸，原料烃中异丁烷和烯烃质量之和占原料烃质量的90％，其余为正丁烷，异丁烷与烯烃的摩尔比为150:1，其中烯烃由摩尔比为2.8:100:0.8的丙烯、2-丁烯和1-戊烯组成，原料烃的体积流率为1L/h。原料烃与硫酸在旋转填料床中混合，形成分散相(烃相)平均直径为20μm的酸烃乳液，旋转填充床的反应温度为-5℃，转速为1000rpm，之后在旋转填料离心力的作用下被甩出，在旋转填充床出口形成未反应物料、产物和催化剂硫酸混合的反应物料。反应物料流入搅拌反应器，继续反应，搅拌反应器的反应温度为20℃，搅拌桨为直叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为550rpm，搅拌反应器压力为反应物料泡点压力0.3MPa，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为30min，然后进入酸烃分离器，在酸烃分离器分离为硫酸和液体烃两相。部分硫酸循环回旋转填充床，并补充新鲜硫酸，使得搅拌反应器反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。液体烃进入蒸馏塔，在塔底得到产物——烷基化油。所得烷基化油的辛烷值为97.5(研究法辛烷值)。
对比例1：
与实施例1区别为：旋转填充床出口的反应物料不经搅拌反应器直接进入酸烃分离器，其余与实施例1相同。所得烷基化油的辛烷值为96.1(研究法辛烷值)。
对比例2：
与实施例1区别为：搅拌反应器搅拌转速为600rpm。所得烷基化油的辛烷值为96.8。
对比例3：
与实施例1区别为：搅拌反应器搅拌转速为45rpm。所得烷基化油的辛烷值为96.7。
对比例4：
与实施例1区别为：在液-液分散装置和搅拌反应器中的反应温度相同，均为20℃，其他条件均与实施例1相同，所得烷基化油的辛烷值为96.4(研究法辛烷值)。
对比例5：
与实施例1区别为：在液-液分散装置和搅拌反应器中的反应温度相同，均为-5℃，其他条件均与实施例1相同，所得烷基化油的辛烷值为96.8(研究法辛烷值)。
实施例2
与实施例1区别为：充氮气使搅拌反应器压力为0.31MPa，搅拌桨为斜叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，其它与实施例1相同。所得烷基化油的辛烷值为97.2(研究法辛烷值)。
实施例3
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为3℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9μm，搅拌反应器的反应温度为10℃，搅拌桨为双折叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/4，充甲烷使搅拌反应器压力为0.3MPa(反应物料泡点压力为0.2MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.2。所得烷基化油的辛烷值为97.1(研究法辛烷值)。
实施例4
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，其中烯烃为2-丁烯，旋转填充床的反应温度为2℃，酸烃乳液分散相平均直径为4μm，搅拌反应器的反应温度为7℃，搅拌桨为推进桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/2，充乙烷使搅拌反应器压力为0.25MPa(反应物料泡点压力为0.13MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为97.3(研究法辛烷值)。
实施例5
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为100:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为-5℃，酸烃乳液分散相平均直径为20μm，搅拌反应器的反应温度为20℃，搅拌桨为四斜叶开启涡轮桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，充氮气与甲烷的混合气(摩尔比2:1)使搅拌反应器压力为0.31MPa(反应物料泡点压力为0.3MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.3。所得烷基化油的辛烷值为97.5(研究法辛烷值)。
实施例6
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为异丁烯，旋转填充床的反应温度为-2℃，酸烃乳液分散相平均直径为4μm，搅拌反应器的反应温度为5℃，搅拌转速为50rpm，充氮气、甲烷与乙烷的混合气(摩尔比3:1:1)使搅拌反应器压力为0.2MPa(反应物料泡点压力0.16MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为20min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。所得烷基化油的辛烷值为97.7(研究法辛烷值)。
实施例7
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为4℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9μm，搅拌反应器的反应温度为15℃，搅拌桨为锚式桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，充甲烷与乙烷的混合气(摩尔比2:1)使搅拌反应器压力为0.3MPa(反应物料泡点压力0.26MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为97.6(研究法辛烷值)。
实施例8
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，其中烯烃为2-丁烯，旋转填充床的反应温度为-3℃，酸烃乳液分散相平均直径为3.9μm，搅拌反应器的反应温度为10℃，搅拌桨为直叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/2，搅拌转速为450rpm，充氮气使搅拌反应器压力为0.25MPa(反应物料泡点压力为0.22MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为98.1(研究法辛烷值)。
实施例9
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为200:1，其中烯烃为异丁烯，旋转填充床的反应温度为1℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9μm，搅拌反应器的反应温度为5℃，搅拌桨为斜叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为500rpm，充氮气使搅拌反应器压力为0.22MPa(反应物料泡点压力为0.18MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为20min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。所得烷基化油的辛烷值为97.9(研究法辛烷值)。
实施例10
装置和操作流程与实施例1相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为4℃，酸烃乳液分散相平均直径为20μm，搅拌反应器的反应温度为6℃，搅拌桨为推进桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为200rpm，充氮气使搅拌反应器压力为0.2MPa(反应物料泡点压力为0.17MPa)，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.3。所得烷基化油的辛烷值为98.2(研究法辛烷值)。
实施例11
装置参见图2所示，与实施例1的装置不同之处在于：搅拌反应器的部分反应物料经反应物料循环管17循环回旋转填充床，部分反应物料仍经液相烃排出管9进入蒸馏塔3。
按照上述流程，首先用氮气置换装置内的空气，然后开启旋转填充床，向旋转填充床通入原料烃和硫酸，原料烃为摩尔比为1.1:1的异丁烷和烯烃，其中烯烃为2-丁烯，原料烃的体积流率为1L/h。原料烃与硫酸在旋转填料床中混合，开始反应，旋转填充床的反应温度为-5℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.2μm，之后在旋转填料离心力的作用下被甩出，在旋转填充床出口形成未反应物料、产物和催化剂硫酸混合的反应物料。反应物料流入搅拌反应器，继续反应，搅拌反应器的反应温度为8℃，搅拌桨为直叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/4，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为30min。充氮气使搅拌反应器压力为0.14MPa(反应物料泡点压力为0.13MPa)。部分反应物料循环回旋转填充床，控制循环量使循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，部分反应物料自搅拌反应器进入酸烃分离器，在酸烃分离器分离为硫酸和液体烃两相。部分硫酸循环回旋转填充床，并补充新鲜硫酸，使得搅拌反应器反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。液体烃进入蒸馏塔，在塔底得到产物——烷基化油。所得烷基化油的辛烷值为97.4(研究法辛烷值)。
实施例12
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为1℃，酸烃乳液分散相平均直径为20μm，搅拌反应器的反应温度为10℃，搅拌桨为斜叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，充氮气使搅拌反应器压力为0.28MPa(反应物料泡点压力为0.21MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为97.3(研究法辛烷值)。
实施例13
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为异丁烯，旋转填充床的反应温度为4℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9um，搅拌反应器的反应温度为20℃，搅拌桨为三层折叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，充氮气使搅拌反应器压力为0.3MPa(反应物料的泡点压力为0.27MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为150:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.2。所得烷基化油的辛烷值为97.5(研究法辛烷值)。
实施例14
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为-5℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9um，搅拌反应器的反应温度为5℃，搅拌转速为550rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，充氮气使搅拌反应器压力为0.2MPa(反应物料泡点压力为0.17MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为97.7(研究法辛烷值)。
实施例15
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为1.1:1，其中烯烃为2-丁烯，旋转填充床的反应温度为2℃，酸烃乳液分散相平均直径为4um，搅拌反应器的反应温度为8℃，搅拌转速为150rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为30min，充氮气使搅拌反应器压力为0.5MPa(反应物料泡点压力为0.21MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。所得烷基化油的辛烷值为97.9(研究法辛烷值)。
实施例16
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为4℃，酸烃乳液分散相平均直径为20um，搅拌反应器的反应温度为20℃，搅拌桨为推进桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为100rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，充氮气使搅拌反应器压力为0.4MPa(反应物料泡点压力为0.27MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为150:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.2。所得烷基化油的辛烷值为97.8(研究法辛烷值)。
实施例17
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1，其中烯烃为2-丁烯，旋转填充床的反应温度为0℃，酸烃乳液分散相平均直径为20um，搅拌反应器的反应温度为5℃，搅拌桨为锚框式桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/2，搅拌转速为350rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为60min，充氮气使搅拌反应器压力为0.18MPa(反应物料泡点压力为0.17MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为300:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.5。所得烷基化油的辛烷值为98.4(研究法辛烷值)。
实施例18
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，其中烯烃为1-丁烯，旋转填充床的反应温度为4℃，酸烃乳液分散相平均直径为4.9um，搅拌反应器的反应温度为10℃，搅拌桨为锚式桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为400rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为1min，充氮气使搅拌反应器压力为0.3MPa(反应物料泡点压力为0.2MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为150:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1.2。所得烷基化油的辛烷值为98.2(研究法辛烷值)。
实施例19
装置和操作流程与实施例11相同，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为1.1:1，其中烯烃为2-丁烯，旋转填充床的反应温度为-3℃，酸烃乳液分散相平均直径为3.7um，搅拌反应器的反应温度为7℃，搅拌桨为曲边斜叶桨，桨径与搅拌反应器直径之比为1/3，搅拌转速为250rpm，反应物料在搅拌反应器内的平均停留时间为30min，充氮气使搅拌反应器压力为0.35MPa(反应物料泡点压力为0.19MPa)，循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为10:1，反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:1。所得烷基化油的辛烷值为98.3(研究法辛烷值)。
实施例20
液-液分散装置采用CN1704155A的定-转子反应器，酸烃乳液分散相平均直径为0.5μm，搅拌反应器搅拌转速为300rpm，其余与实施例19相同。所得烷基化油的辛烷值为98.5(研究法辛烷值)。
实施例21
反应物料中液体烃与催化剂硫酸的体积比为1:0.8，其余与实施例20相同。所得烷基化油的辛烷值为98.1(研究法辛烷值)。
实施例22
原料烃中异丁烷与烯烃摩尔比为20:1，其余与实施例1相同。所得烷基化油的辛烷值为97.4。
实施例23
循环物料中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1，其余与实施例11相同。所得烷基化油的辛烷值为97.5。
通过对实施例及对比例进行分析可以得出，通过将液-液分散装置中生成的高分散酸烃乳液在搅拌反应器中继续反应，使烷基化在高酸烃界面积下反应的时间得以延长，反应更加充分，减少反应物料在酸烃界面积较小的酸烃分离器中继续反应，提高烷基化产品辛烷值；并且通过设定液-液分散装置和搅拌反应器形成温度梯度，使得烷基化油具有更高的辛烷值。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明权利要求的保护范围。

Claims (10)

1.一种异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，包括如下步骤：
S1：含有异丁烷与C3～C5烯烃的原料烃和催化剂硫酸进入液-液分散装置，形成分散相液滴平均直径小于20μm的酸烃乳液，分散后的异丁烷、C3～C5烯烃和催化剂硫酸接触反应，反应温度为-5～4℃，在液-液分散装置出口形成未反应原料烃、反应产物和硫酸混合的反应物料；
S2：步骤S1所述反应物料进入搅拌反应器继续反应，反应温度为5～20℃；以及
S3：从步骤S2反应后的物料中分离出烷基化油。
2.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，步骤S1中，所述液-液分散装置为旋转填充床或定-转子反应器。
3.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，所述步骤S2中，通过向搅拌反应器充入气体，使搅拌反应器压力高于反应物料泡点压力0.01MPa，所述气体为氮气、甲烷、乙烷中的一种或几种。
4.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，步骤S2中，所述反应物料在搅拌反应器的平均停留时间为1～60min。
5.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，步骤S2中，所述搅拌反应器中液体烃与硫酸的体积比为1:1～1:1.5。
6.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，步骤S2中，所述搅拌反应器的搅拌转速为50～550rpm。
7.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，所述液-液分散装置中反应温度为0～4℃，所述搅拌反应器中反应温度为5～10℃。
8.根据权利要求1所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，所述步骤S3具体为：所述步骤S2反应后的物料进入酸烃分离器分离为硫酸相和液体烃相，所述液体烃相进入蒸馏塔分离出烷基化油。
9.根据权利要求1至8任一项所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，步骤S1中，所述原料烃中异丁烷与C3～C5烯烃摩尔比为20:1～300:1。
10.根据权利要求1至8任一项所述的异丁烷与C3～C5烯烃烷基化方法，其特征在于，所述步骤S1中，原料烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为1.1:1～20:1，所述步骤S2反应后的物料部分循环回液-液分散装置，使循环回液-液分散装置中的液体烃与原料烃组成的混合烃中异丁烷与烯烃的摩尔比为20:1～300:1。
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