CN107983270A - 一种移动床反应器、固体酸烷基化反应系统及固体酸烷基化反应方法 - Google Patents

Abstract

一种移动床反应器、固体酸烷基化反应系统及固体酸烷基化反应方法，移动床反应器包括反应器壳体、流体分配器、固体颗粒分配器和进料系统，所述的反应器壳体内部空间自下而上分为颗粒收集区、反应区、颗粒沉降区，所述的流体分配器设置于反应区内，其底部与流体进料口连通，所述的固体颗粒分配器位于反应区上部，其顶部与催化剂进口连通；所述的颗粒收集区底部设置催化剂出口。本发明提供的移动床反应器适用于固体酸烷基化反应，烷基化原料在反应区内与催化剂错流、逆流接触反应，增加反应过程中异构烷与烃烯烃的比例，避免烯烃间发生加成反应，提高目的产物的选择性。

Description

一种移动床反应器、固体酸烷基化反应系统及固体酸烷基化 反应方法

技术领域

本发明属于石油化工领域，涉及一种移动床反应器及其应用，更具体地说，涉及一种移动床反应器及其在固体酸烷基化反应中的应用。

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，以异构烷烃和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Reid蒸汽压，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。

在强酸的作用下，以异构烷烃和烯烃为原料生成烷基化油，由于烯烃相对比较活泼易于在催化剂的作用下发生加成反应，生成非目的产物。为避免烯烃间发生加成反应，一般增加进料中异构烷烃的比例，这必然造成对产物进行分离得到未反应的异构烷烃，因分离异构烷烃造成大量能量的消耗。

US5489732公开了两种用于固体酸烷基化过程的提升管式流化床反应器。两种反应器都由提升管反应器、沉降区、低温再生区和高温再生罐组成。异丁烷和烯烃混合进入提升管反应器，与催化剂接触反应后，以平推流的流动方式通过提升管反应器后，进入沉降区发生液固分离，液体作为产品抽出，催化剂继续流动进入低温再生区，低温再生后的催化剂重新流入提升管底部与反应物料接触反应，沉降区中的一部分催化剂定期的进入高温再生罐，进行深度再生。该专利中提到反应温度在20～50℃，反应器压力在20～30bar，烯烃的质量空速为0.1～5h^-1。采用氢气饱和的异丁烷对催化剂进行低温再生，采用氢气和异丁烷在100～250℃条件下对催化剂进行高温再生。催化剂为微球型，平均粒径在0.8mm以下。

US7875754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。专利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。

US5157196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反应器、分离器和洗涤再生器。由异丁烷和催化剂组成的浆液在反应器入口处与烯烃迅速接触反应，并以平推流式的流动方式通过反应器，在反应器内的停留时间大致在1～30s。从反应器流出的浆液在分离器内进行液固分离，分离器可以是旋流器等装置。分离出的液体送入分馏塔，而固体催化剂则进入流化床洗涤再生器，采用异丁烷作为洗涤剂，对催化剂进行逆流式洗涤，催化剂在洗涤塔内的停留时间大致在30s～5min，经洗涤再生后的催化剂可重新送入反应器参与反应。

CN1879956A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。

CN1113906A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。专利中要求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。

发明内容

本发明要解决的技术问题之一是提供一种适用于固体酸烷基化反应过程中的移动床反应器，实现烷基化反应高效快速进行，提高了烷基化效率。

本发明要解决的技术问题之二是提供一种固体酸烷基化反应系统。

本发明要解决的技术问题之三是提供一种高效快速的固体酸烷基化反应方法。

一种移动床反应器，包括反应器壳体、流体分配器、固体颗粒分配器和进料系统，所述的反应器壳体内部空间自下而上分为颗粒收集区、反应区和颗粒沉降区，所述的流体分配器设置于反应区内，其底部与流体进料口连通，所述的固体颗粒分配器位于反应区的上方，其顶部与所述的颗粒沉降区顶部的催化剂进口连通；所述的颗粒收集区底部设置催化剂出口，所述的颗粒沉降区上部设置产品出口。

一种固体酸烷基化反应系统，包括(1)上述任一种所述的移动床反应器，和(2)由催化剂进口进入固体颗粒分配器，经分布后进入反应器壳体和流体分配器之间的固体酸催化剂床层，以及(3)由流体进料口引入，经流体分配器分配后进入反应区，与固体酸催化剂接触并进行烷基化反应的异构烷烃和烯烃。

一种固体酸烷基化反应方法，采用上述的任一种所述的移动床反应器，固体酸催化剂从反应器上方的催化剂进口进入反应器，经固体颗粒分配器分布后，沿着流体分配器外壁与反应器内壁构成的间隙向下流动，烷基化原料经流体进料口经流体分配器进入反应区，与固体酸催化剂接触，在烷基化反应条件下进行烷基化反应，反应流体向上流动进入颗粒沉降区进行液固分离，分离出的液体经产物出口排出，颗粒沉降区的固体酸催化剂沉降进入反应区，反应区的失活固体酸催化剂进入颗粒收集区，由颗粒收集区底部的催化剂出口排出。

本发明提供的移动床反应器、固体酸烷基化移动床反应系统和固体酸烷基化反应方法的有益效果为：

本发明提供的移动床反应器适用于固体酸烷基化反应，能够有效提高烷烃和烯烃在发生烷基化时烷烃浓度、降低烯烃浓度，解决了局部区域上烯烃浓度相对较高的问题，提高了烯烃与更多烷烃和催化剂接触机会，避免烯烃间发生聚合反应，另外，反应器为移动床操作，原料与催化剂错流、逆流接触，增加了流体与催化剂接触效率，从而提高烷基化油的收率。本发明采用反应后部分液体产物不经分离直接返回反应器进行循环反应，降低了能耗，提高了装置操作的经济效益。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。

图1为本发明提供的移动床反应器一种实施方式的结构示意图。

图2为移动床反应器中流体分配器一种实施方式的俯视图。

图3为本发明提供的移动床反应器的第二种实施方式结构示意图。

图4为本发明提供的移动床反应器的第三种实施方式结构示意图。

图5为移动床反应器中流体分配器另一种实施方式的俯视图。

附图标记说明：

1：催化剂进口 2：颗粒沉降区

3：固体颗粒分配器 4：反应器壳体

5：反应区 6：流体分配器

7：颗粒收集区 8：催化剂出口

9：下封头 10：流体进料口

11：进料管 12：管道

13：液固分离器的固体输送管 14：液固分离器

15：反应器液体产物出口 16：上封头

21：分配器的挡板 22：分配器的挡板

23：分料管

具体实施方式

以下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。

一种移动床反应器，包括反应器壳体、流体分配器、固体颗粒分配器和进料系统，所述的反应器壳体内部空间自下而上分为颗粒收集区、反应区和颗粒沉降区，所述的流体分配器设置于反应区内，其底部与流体进料口连通，所述的固体颗粒分配器位于反应区的上方，其顶部与所述的颗粒沉降区顶部的催化剂进口连通；所述的颗粒收集区底部设置催化剂出口，所述的颗粒沉降区上部设置产品出口。

其中，所述的容器的顶部是指由上至下0-10％的高度内；所述的底部是指由上至下90-100％的高度内；所述的上部是指由上至下0-50％的高度内。

本发明提供的移动床反应器中，所述的颗粒沉降区截面积大于反应区的截面积，通常地，所述的颗粒沉降区截面积与反应区的截面积之比为(1～100)：1，优选地，所述的颗粒沉降区截面积与反应区的截面积之比为(2～25)：1。所述的颗粒沉降区与反应区之间经扩径段连接。更优选，所述的扩径段器壁与水平面的夹角为30°～70°。

优选地，所述的流体分配器的结构为由沿反应器轴心垂直分布的圆筒型隔板构成，圆筒型隔板设有供流体通过的孔道，流体分配器上端封死，下端通过连接管道与流体进料口连通。所述隔板上设有开孔，开孔大小及空隙率保证原料由分配器均匀进入反应器，流体过孔速度优选为0.05～1m/s。优选地，所述的颗粒收集区、反应区、颗粒沉降区的高度比为1:(2～10):(1～2)。

一种固体酸烷基化反应系统，包括(1)上述任一种所述的移动床反应器，和(2)由催化剂进口进入固体颗粒分配器，经分布后进入反应器壳体和流体分配器之间的固体酸催化剂床层，以及(3)由流体进料口引入，经流体分配器分配后进入反应区，与固体酸催化剂接触并进行烷基化反应的异构烷烃和烯烃。

其中，以催化剂总量为基准，以金属计，所述的固体酸催化剂含有0.1-1wt％金属Pt，50-70wt％分子筛，其余为无机耐热氧化物，所述的固体酸催化剂为球形颗粒，平均粒径为0.01～5mm。0.1-1wt％金属Pt，

优选地，所述的异构烷烃选自异丁烷，所述的烯烃为丁烯。

优选地，所述产品出口连通液固分离器，固液分离器的液相出口分别连通所述的移动床反应器的流体进料口和后续产物分离系统；使得反应产物进一步液固分离，分离出的液体一部分返回移动床反应器，另一部分进入后续产物分离单元。其中，所述的返回移动床反应器的液体占所有流出反应器的液体的比例为(0.60～0.98)：1。

一种固体酸烷基化反应方法，采用上述的任一种所述的移动床反应器，固体酸催化剂从反应器上方的催化剂进口进入反应器，经固体颗粒分配器分布后，沿着流体分配器外壁与反应器内壁构成的间隙向下流动，烷基化原料经流体进料口经流体分配器进入反应区，与固体酸催化剂接触，在烷基化反应条件下进行烷基化反应，反应流体向上流动进入颗粒沉降区进行液固分离，分离出的液体经产品出口排出，颗粒沉降区的固体酸催化剂沉降进入反应区，反应区的失活固体酸催化剂进入颗粒收集区，由颗粒收集区底部的催化剂出口排出。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法中，以催化剂总量为基准，以金属计，所述的固体酸催化剂含有0.1-1wt％金属Pt，50-70wt％分子筛，其余为无机耐热氧化物，所述的固体酸催化剂为球形颗粒，平均粒径为0.01～5mm、优选0.1～2mm。所述的分子筛选自Y型分子筛、USY、X型沸石、八面沸石、丝光沸石、L型沸石、Ω沸石、β沸石和ZSM-5中的一种或几种。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法中，所述的烷基化原料优选为异丁烷和丁烯的混合物，烷基化原料中异丁烷和丁烯的摩尔比为30～5：1。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法中，所述的烷基化原料在所述的反应区的表观流速为0.001～2m/s、优选0.002～0.5m/s，其中，烯烃的质量空速为0.001～10h^-1、优选0.01～5h^-1。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法中，所述的烷基化反应条件为：温度为20℃～100℃，反应压力0.5～10Mpa。

优选地，所述产品出口排出的液体进入液固分离器，使得反应产物进一步液固分离，分离出的液体一部分返回反应器，另一部分进入后续产物分离单元。其中，所述的返回移动床反应器的液体占所有流出反应器的液体的比例为(0.60～0.98)：1。

下面参照附图具体说明本发明。附图1为本发明提供的移动床反应器的结构示意图，如图1所示，移动床反应器主要由反应器壳体、流体分配器6、固体颗粒分配器3三部分组成。壳体由立式筒形侧壁4、上封头16、下封头9构成。移动床反应器内部空间自下而上分为颗粒收集区7、反应区5、颗粒沉降区2三部分。流体分配器6为立式分配器，位于反应区内，流体分配器下端通过连接管道与流体进料口10相连通。流体分配器将反应区分为两部分：催化剂床层区和流体通道。

所述固体颗粒分配器3位于反应区的上方，颗粒沉降区2的下方，与反应器的催化剂进口1相连通，用于将催化剂均匀分布在反应区上方，可为本领域中常用的分布器，没有特殊要求。

反应区内设有至少1个流体分配器6。流体分配器6为立式分配器，由沿反应器轴心垂直分布的圆筒型隔板构成，圆筒型隔板设有供流体通过的孔道，流体分配器上端封死，下端与反应器的流体进料口相连通。所述的流体分配器的圆筒型隔板为本领域中常用的各种具有分隔催化剂床层又能让液体通过的分布板，例如金属粉末烧结板、约翰逊网制成的扇形筒等，可使流体均匀进入反应区。附图2为一种流体分配器6结构的俯视图，流体分配器6在反应区径向截面上均匀分布。

所述的流体进料口10可位于反应区的上方或下方，没有特别要求。所述反应器的催化剂出口位于颗粒收集区的底部。

为提高颗粒沉降区流体与催化剂颗粒的分离，本发明提供一种更优的移动床反应器结构，如附图3所示，反应区5与颗粒沉降区2之间由扩径段连接，所述的扩径段器壁与水平面的夹角α为30°～70°，优选35°～60°。颗粒沉降区2截面积大于反应区5的截面积，二者截面积之比为1～50:1，优选2～20:1。

为提高颗粒收集区颗粒的收集，优选的结构是反应区与颗粒收集区间由缩径段连接，如图3所示，可为倒圆锥形、漏斗形、半球形或其他合适的形状中的一种或几种组合形状，可使颗粒在颗粒收集区得以富集，减少颗粒对液体的夹带。

为进一步减少流出移动床反应器的液体产物夹带的固体颗粒浓度，优选地，移动床反应器还连接液固分离器14，用于对产物流体的液固分离。所述液固分离可为本领域常用的液固分离器，如旋流分离器，过滤器等，只要能够满足液固分离即可，没有特别要求。

所述流出移动床反应器的液体产物一部分通过管道12返回移动床反应器进行循环反应，用于提高反应区中原料中异构烷烃的浓度；液体产物的另一部分进入后续的分离系统进行产物分离，分离出的异构烷烃经进料管线返回反应器。返回反应器的液体占所有流出反应器的液体的比例为0.1～0.99，优选为0.60～0.95。

附图4为本发明提供的移动床反应器第三种实施方式的结构示意图，图5为图4中反应区中流体分配器的俯视图，用于说明本发明提供的流体分配器。如图5所示，流体分配器6包含两部分，一是由挡板21构成环隙分配器，二是至少1个由管状物22构成的流体分配器。原料包含来自管道12的部分产物流体，经管道23分配进入流体分配器6，经流体分配器6分配以径向方式进入反应区，与催化剂逆流、错流接触反应，然后向上流动进入颗粒沉降区，并由此流出移动床反应器。

所述流体进料口10也可设置在移动床反应器反应区的上方，这样，原料可以自上而下在流体分配器向下流动，然后经分配器分配均匀流出流体分配器。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法，需要采用催化剂颗粒的平均粒径为0.01～5mm，优选0.1～1mm。

本发明提供的固体酸烷基化反应方法，可使得固体酸催化剂从上方进入移动床反应器，沿着流体分配器外壁与反应器内壁构成的环隙向下流动，从反应器下方催化剂出口流出反应器进入后续催化剂再生系统进行再生，再生后的固体酸催化剂返回反应器进行循环利用。

异构烷烃和烯烃新鲜原料和循环流体经流体分配器进入移动床反应器的反应区，与催化剂错流、逆流接触进行烷基化反应，沿着流体分配器外壁与反应器内壁构成的环隙向上流动，在颗粒沉降区与固体颗粒进行初步分离后流出反应器进入液固分离器。

所述新鲜原料中异构烷烃和烯烃的摩尔比值为30～5：1，优选20～8:1。烯烃的质量空速为0.001～10h^-1，优选0.01～5h^-1。

以下结合实施例说明本发明的应用和效果。

实施例和对比例中：

所使用的异丁烷和丁烯取自中石化股份有限公司燕山分公司炼油厂。

所使用的固体酸催化剂为负载金属Pt的FAU结构分子筛球形催化剂，Pt含量为0.45％，平均粒径为0.5mm，其制备方法采用中国石化催化剂公司生产的FAU结构的NaY型分子筛，通过离子交换等步骤将金属Pt离子负载到分子筛上，然后将分子筛与氧化铝以60：40的比例均匀混合，在滚球成型设备上边喷水边滚动成球，再进一步经干燥、焙烧制得催化剂。

烷基化油的检测方法为：采用高分辨气相色谱法测定烷基化油的组成和辛烷值(RIPP85-90，见石油化工分析方法，杨翠定等编，1990)。

实施例1

在如附图3所示的移动床反应器中型实验装置上进行固体酸烷基化反应，反应器反应区内径为200mm，高3000mm，沉降区内径500mm，高1000mm，液固分离器采用过滤器，流体分配器为5个开满筛孔的直径30mm金属管，金属管外面覆盖着一层金属丝网。反应原料为异丁烷和丁烯的混合物，二者比例为14：1，反应产物流体经液固分离后返回反应区的流体占总流体的90％，液体原料混合物在反应区的表观流速为0.04m/s，相应的总进料量为2360kg/h，烯烃的质量空速为0.2h^-1。催化剂为负载金属Pt的分子筛球形催化剂，活性金属Pt的含量为0.3wt％，平均粒径为0.5mm。反应温度为70℃，反应压力为2.5MPa。再生器采用普通的流化床，采用氢气作为催化剂高温深度再生介质。再生操作的温度为300℃，压力为3MPa，催化剂在高温深度再生器中的停留时间为2h。装置连续稳定运行1000h后，对其各自所得的烷基化油进行检测和评定，各试验装置的运行结果如表1所示。

实施例2

在如图4所示的移动床反应器中型实验装置上进行固体酸烷基化反应，反应器反应区内径为200mm，高3000mm，沉降区内径500mm，高1000mm，液固分离器采用过滤器，环隙流体分配器有约翰逊网制成的扇形筒组成，中心区的流体分配器为1个开满筛孔的直径30mm金属管，金属管外面覆盖着一层金属丝网。反应原料为异丁烷和丁烯的混合物，二者比例为10：1，反应物流体经液固分离后返回反应区的流体占总流体的60％，液体原料混合物在反应区的表观流速为0.05m/s，相应的总进料量为3000kg/h，烯烃的质量空速为0.2h^-1。液体产物经分馏塔进行分离。催化剂为负载金属Pt的分子筛球形催化剂，活性金属Pt的含量为0.3wt％，平均粒径为0.5mm。反应温度为70℃，反应压力为2.5MPa。液体产物经分馏塔进行分离。再生器采用普通的流化床，采用氢气作为催化剂高温深度再生介质。再生操作的温度为350℃，压力为2.5MPa，催化剂在高温深度再生器中的停留时间为2h。装置连续稳定运行1000h后，对其各自所得的烷基化油进行检测和评定，各试验装置的运行结果如表1所示。

对比例1

在两台并联的固定床中型试验装置上进行固体酸烷基化反应，具体操作过程为：当第一台反应器处于烷基化反应时，第二台反应器处于低温再生操作，两台并联的固定床反应器切换使用，进而使得装置可以连续稳定运行。每个固定床反应器的内径为200mm，高2500mm。反应器内装填的催化剂为负载金属Pt的分子筛球形催化剂，活性金属Pt的含量为0.3wt％，平均粒径为0.5mm，装填量为58kg，装填高度为1500mm。反应原料为异丁烷和丁烯(新鲜进料比例14：1)的混合物，由于烷烃的循环利用，反应器内的烷烯摩尔比为900:1，总进料量为1560kg/h，烯烃的质量空速为0.035h^-1。液体产物经分馏塔进行分离。催化剂再生采用氢气在300℃，3MPa条件下进行，再生时间为48h，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10min，以便除去残留在床层内的氢气。装置连续稳定运行1000h后，对其各自所得的烷基化油进行检测和评定，各试验装置的运行结果如表1所示。

对比例2

固体酸烷基化反应反应器采用类似图3结构，差别在于流体分配器，流体分配器采用传统水平式树枝状分配器。其它操作条件和实施例1相同。装置连续稳定运行1000h后，对其各自所得的烷基化油进行检测和评定，各试验装置的运行结果如表1所示。

表1

实施方案	RON	MON	C5+收率	三甲基戊烷/二甲基己烷	C9+产物wt％
						实施例1	95.2	90.1	1.96	3.10	7.86
实施例2	95.3	90.6	1.98	3.15	7.34
						对比例1	95.1	91.2	1.94	3.20	6.89
对比例2	93.3	89.5	1.68	2.85	7.11

从表1中可以看出，流化床反应器技术和固定床反应器技术所得的烷基化油的性质相差不大，但是从装置运行角度来看，对于固定床烷基化技术，为了实现反应装置的连续稳定运行，至少需要两台以上的反应器切换操作(如对比例1)，每隔一定周期对床层内的催化剂进行再生，由于装置频繁的在反应温度70℃和再生温度300℃之间进行切换，使得其在工业应用中连续稳定运行时带来了很多问题，而采用液固移动床反应器，单台设备即可满足要求，减少了装置的投资成本。

从实施例1和对比例2相比较，采用本发明提供的移动床反应器进行烷基化反应，可以有效提高烷基化油的收率。

Claims (14)

1.一种移动床反应器，其特征在于，包括反应器壳体、流体分配器、固体颗粒分配器和进料系统；所述的反应器壳体内部空间自下而上分为颗粒收集区、反应区和颗粒沉降区；所述的流体分配器设置于反应区内，其底部与流体进料口连通；所述的固体颗粒分配器位于反应区的上方，其顶部与所述的颗粒沉降区顶部的催化剂进口连通；所述的颗粒收集区底部设置催化剂出口，所述的颗粒沉降区上部设置产品出口。

2.按照权利要求1所述的移动床反应器，其特征在于，所述的颗粒沉降区截面积与反应区的截面积之比为(2～25)：1，所述的颗粒沉降区与反应区之间经扩径段连接。

3.按照权利要求2所述的移动床反应器，其特征在于，所述的扩径段反应器壁与水平面的夹角为30°～70°。

4.按照权利要求1、2或3所述的移动床反应器，其特征在于，所述的流体分配器为沿反应器轴心垂直分布的圆筒型隔板构成，圆筒型隔板设有供流体通过的孔道，流体分配器上端封死，下端通过连接管道与流体进料口连通。

5.按照权利要求1所述的移动床反应器，其特征在于，所述的颗粒收集区、反应区、颗粒沉降区的高度比为：1：(2～10):(1～2)。

6.一种固体酸烷基化反应系统，其特征在于，包括(1)权利要求1-5中任一种所述的移动床反应器，和(2)由催化剂进口进入固体颗粒分配器，经分布后进入反应器壳体和流体分配器之间的固体酸催化剂床层，以及(3)由流体进料口引入，经流体分配器分配后进入反应区，与固体酸催化剂接触并进行烷基化反应的异构烷烃和烯烃。

7.按照权利要求6所述的固体酸烷基化反应系统，其特征在于，所述的移动床反应器的产品出口连通液固分离器，固液分离器的液相出口分别连通所述的移动床反应器的流体进料口和后续产物分离单元；使得反应产物进行液固分离，分离出的液体一部分返回所述的移动床反应器，另一部分进入后续产物分离系统分离得到烷基化产品。

8.按照权利要求7所述的固体酸烷基化反应系统，其特征在于，所述的返回移动床反应器的液体与所述的固液分离器流出液体的比例为(0.60～0.98)：1。

9.一种固体酸烷基化反应方法，其特征在于，采用权利要求1-5中任一种所述的移动床反应器，固体酸催化剂从反应器上方的催化剂进口进入反应器，经固体颗粒分配器分布后，沿着流体分配器外壁与反应器内壁构成的间隙向下流动，烷基化原料经流体进料口经流体分配器进入反应区，与固体酸催化剂接触，在烷基化反应条件下进行烷基化反应，反应流体向上流动进入颗粒沉降区进行液固分离，分离出的液体经产物出口排出，颗粒沉降区的固体酸催化剂沉降进入反应区，反应区的失活固体酸催化剂进入颗粒收集区，由颗粒收集区底部的催化剂出口排出。

10.按照权利要求9所述的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，以催化剂总量为基准，以金属计，所述的固体酸催化剂含有0.1-1wt％金属Pt，50-70wt％分子筛，其余为无机耐热氧化物，所述的固体酸催化剂为球形颗粒，平均粒径为0.01～5mm。

11.按照权利要求9所述的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的烷基化原料为异丁烷和丁烯的混合物，其中异丁烯与丁烯的摩尔比为(5～30)：1。

12.按照权利要求9所述的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的烷基化原料在反应区的表观流速为0.001～2m/s，其中，烯烃的质量空速为0.001～10h^-1。

13.按照权利要求10所述的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的烷基化反应条件为：温度为20℃～100℃，反应压力0.5～10Mpa。

14.按照权利要求9所述的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的移动床反应器的产品出口排出的液体进入液固分离器，反应产物进一步液固分离，分离出的液体一部分返回移动床反应器，另一部分进入后续产物分离单元分离得到烷基化产品。