CN1094021A - 异链烷烃-烯烃烷基化 - Google Patents

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Abstract

在环丁砜和氢氟酸催化剂存在下于自然循环反 应和循环体系中反应可烷基化的烃进行烷基化的方 法。

Description

本发明涉及烃的催化烷基化，本发明一方面涉及提供了烷基化催化剂循环流的烷基化体系;另一方面涉及将烃与环丁砜和HF催化剂组合物接触以生产烷基化产品的改进方法。
与烃的催化烷基化相关的主要问题是烷基化催化剂的处理问题，即将催化剂输送至反应的各个部分以及其回收体系，当使用酸催化剂如氢氟酸时，这个问题特别严重，因为这些酸在许多实例中对一般材料的结构有很强的腐蚀性。用这些酸催化剂的烃的烷基化是需要特别设备的，诸如合金阀和容器、特殊泵和泵密封以及特别的预防措施。
与作为烷基化催化剂氢氟酸处理有关的一些问题的解决办法之一是使用适合的稀释剂，这种稀释剂应对最终的烷基化产品没有负作用，它们包括砜化合物以及特别是环丁砜，当使用接触时间增长了间歇式反应时，发现环丁砜和氢氟酸的混合物是适合的烷基化体系。然而理想的是使用循环或自然循环的烷基化体系，因为这种体系有安全性。但是在发明本文所述的发明方法以前，对于包含环丁砜和氟化氢的烷基化催化剂是否有用于循环的烷基化体系的可接受的物理性质，是不得而知的;对于在环丁砜和氟化氢催化剂存在下的用异链烷烃进行烯烃烷基化的反应动力学是否会容许使用循环流烷基化体系是不得而知的。
因此，本发明的目的是提供利用循环流烷基化体系的烃的催化烷基化方法。
本发明方法包括在环丁砜和氢氟酸催化剂存在下在有上部、下部和一容积的反应区中将烯烃和链烷烃的混合物进行反应，此烷基化方法包括将烃混合物导入含环丁砜和氢氟酸催化剂的反应区下部;将得到的烷基化反应流出物（包括烃和催化剂）从反应区上部通入沉降区。在沉降区出现相分离，产生烃相和催化剂相。冷却催化剂相，得到冷的催化剂，再用作反应区中的催化剂。
本发明的其它目的和优点将会从本发明的详细描述、权利要求以及附中得到明确的了解。
图1是有烷基化反应器、沉降容器、热交换器和回路的循环流烷基化体系的图解说明。
已经惊异地发现，有反应区、沉降区、热交换区和回路的自然循环液体提升体系当用包括环丁砜和氢氟酸的催化剂混合物时可用于烃的催化烷基化，这种提升体系的适用性在很大程度上决定于下列因素：所用的烷基化催化剂的物理性质、烷基化反应的动力学和烷基化提升体系的几何形状。用于烷基化过程中的烷基化催化剂的物理性质由于其对提供循环动力的烃进料和催化剂之间的稠密度级差的依附性而大大地影响提升体系的工作。初始动力可来自加入反应区的入口烃流的动能，但最好来自液流的稠密度级差的作用，在混合烃流中，平均密度或液流密度低于循环液流密度，因而建立了一差示静压力，它正比于两液流增高的总和。为使体系达到稳定状态，循环液流必须产生一压力降，其值等于产生的静压头加由入口的动力液流得到的动压头。如果希望向下流动的混合相液流，可用重质液体作为动力流。
提升体系反应区内的烷基化反应的反应动力学可严重地影响其实用性，主要是反应区内的烷基化反应进行的速率决定于特定的反应区设计和其几何形状。因为反应速率对自然循环提升体系的适用性的影响，在发现在此描述的发明方法之前，利用环丁砜和氟化氢催化剂的烃催化烷基化可以在自然循环提升体系中工作是不知道的，事实上环丁砜和氟化氢催化剂混合物的物理性质（包括催化性质）与其它常规或已知烷基化催化剂的差别是足够大的，以致催化烷基化技术领域的任何技术熟练者都无法预知这样的催化剂混合物可以应用于自然循环体系。
但是，已经发现，如果体系包括某种临界几何尺寸而且工艺条件容许在提升体系的烷基化区中完成烷基化反应，则自然循环提升体系可在烃的烷基化体系中用环丁砜和氟化氢催化剂混合物进行操作。业已发现，在反应区中在烷基化催化剂的存在下，烃反应物的接触时间应足以提供体系反应区中烯烃反应物的基本完全转转化。因此，所需的接触时间可影响提升体系的几何形状，特别是反应器的尺寸。
“接触时间”一词可定义为烃反应物和催化剂在反应区中紧密接触的时间长度。业已发现，有上述几何形状的自然循环提升体系，其接触时间一般应超过约5秒钟，优选至少约10秒钟，更优选至少20秒钟。
要求的接触时间极大地影响了自然循环提升体系的几何设计，必须要求反应区的容积能使反应区中可烷基化的烃与烷基化催化剂的接触时间足以使烷基化反应完全。同时，反应区的几何容积必须能容许催化剂和烃的提升体系中的自然循环，因为烷基化催化剂的物理性质，特别是环丁砜和氟化氢的性质的独特性，自然循环提体系的反应区要求的容积不是显而易见的。
影响反应区容积的其它因素的例子包括以下因素：如烃进料和化剂间的相对密度;催化剂粘度和烷基化反应。已经测定，在接近圆形流动面积的反应区中提供催化剂和烃反应物的自然循环，反应区一般应在垂直方向加长或延伸，并且上、下部的垂直长度和标称直径的比超过约5∶1。涉及反应区的直径或标称直径时，它们的定义是反应区的流动面积的横截面与反应区的润湿周边长度的比乘以4。反应区的优选长/直径比大于约7.5∶1，更优选大于10∶1。
烃进料是导入立管式反应器所限定的反应区的下部，其中含烷基化催化剂。任何适合的将进料导入反应区的装置都可以使用，包括对反应区内横截面来说有小横截面的缩颈通路或进料嘴。进料嘴有助于形成烃进料小滴以在它们的存在时期在反应器中维持高界面积。高速率反应要求维持高介面积。相对于液体催化剂流动方向的液体烃的流动方向也是很重要的。在与液体烃最初接触时，催化剂流流动路线必须确定在与烃进料相同的方向。用此方法和设备，在接触时没有催化剂或烃或催化剂混合物持久不断的积集，如象在烃的导入点上方导入催化剂或者以与烃流导入方向成直角导入催化剂的情况。以相同方法导入高速度流的流动烃于酸催化剂流，液体反应物小滴保持了其小的尺寸，同时与催化剂相向上流动，由此保持它们的高界面积。再者，如伯努利定理（Bernoullis  Theorem）所确证，高速度产生低静压力，它增进了一相于另一相中的渗透。再者。由于维持高界面积和取消积水池，只有很少的不希望的副反应产生。这些缩颈通路或管道的直径最好是足以在向上流动的烃和向上流动的催化剂之间提供15-35f/s的差示速度。这些管道最好的内径为1/4″-3/4″。
本发明方法的烷基化催化剂可包括或主要由卤化氢组分和环丁砜组分组成。催化剂组合物或混合物的卤化氢组分可选自氟化氢（HF）、氯化氢（HCl）、溴化氢（HBr）或其两种或多种的混合物。但优选氟化氢，它可以无水形式用于催化剂组合物，但所用的氟化氢一般含有小量的水分。氟化氢和环丁砜混合物中的含水量不能超过氟化氢组分总重（包括水）的约30%（重量），最好是氟化氢组分中的含水量低于约10%（重量），特别是低于5%（重量）。涉及本发明催化剂组合物的卤化氢组分，或特别是氟化氢组分时，应该知道，它们的含义是指作为无水混合物的卤化氢组分或是含水混合物的卤化氢组分;卤化氢组分中的含水重量百分数是指水重与水和卤化氢总重比乘以100，即为重量百分数。
一般，氟化氢催化的烯烃烷基化工艺领域的技术熟练者已知，自上述烯烃烷基化工艺制取最高质量的烷基化合物，对于氟化氢催化剂主要的是要尽可能没有污染化合物。一般都知道，含于烯烃烷基化工艺的氟化氢催化剂中的小量其它化合物对产品的烷基化物的质量能产生不利的影响，因为它对烷基化反应以生产较多的需要的终产品的选择性有相反的作用。例如丁烯用异丁烷进行烷基化中的三甲基戊烷（TMP）。本领域技术熟练者更知道，含有氟化氢烷基化催化剂中的小量组分对于使烯烃烷基化的活性有相反的影响。基于氟化氢催化剂污染物对于烷基化工艺和高质量烷基化产物的活性和选择性的已知效果，本领域技术熟练者知道在氟化氢催化剂中加入小量至大量的环丁砜将会对催化剂性能非常有害。但是，业已发现，小量环丁砜与氟化氢结合对于所得到的烷基化催化剂的性能是几乎没有影响的。但又发现，其量低于约30%（重量）的小浓度的环丁砜与氟化氢结合可在某些例子中能提高所得到的烷基化催化剂组合物的性能。因此，在催化剂混合物中使用环丁砜的量在约2.5-约50%（重量）是理想的。要从催化剂组合物得到最佳效果，催化剂组合物最好应含环丁砜组分在约5-40%（重量），更优选的环丁砜浓度将在10-30%（重量）。此处的氟化氢和环丁砜催化剂混合物的环丁砜组分的“重量百分”一词定义为环丁砜与环丁砜+氟化氢总重之比乘以100。
本发明的烷基化方法是用诸如异丁烷、异戊烷、异己烷、异庚烷、异辛烷等之类的异构链烷烃将诸如丙烯、丁烯、戊烯、己烯、庚烯、辛烯等之类的单烯烃进行烷基化以生产高辛烷值的沸点在汽油范围的烷基化烃，适合于汽油机燃料的应用。优先选择异丁烷作为异链烷烃反应物，烯烃反应物选自丙烯、丁烯、戊烯和它们的混合物以生产烷基化烃产品，该产品包括主要部分的高支化、高辛烷值的具有至少7个碳原子和少于10个碳原子的脂肪烃。
为改进用烷基化生产所需高支化含7个或更多碳原子的脂肪烃的选择性，需要有基本上化学计量过量的异链烷烃。异链烷烃和烯烃的摩尔比为约2∶1至约25∶1，优选约5至约20，更优选8至15。但强调上述的异链烷烃与烯烃的摩尔比范围为那些被发现是工业实际操作范围的摩尔比。一般，烷基化反应中，异链烷烃与烯烃比愈大，所得到的烷基产品的质量愈好。
异链烷烃和烯烃反应物按常规用于工业烷基化方法中的是来自炼油工艺液流的，常含有少量的杂质，如正丁烷、丙烷、乙烷等。这些杂质不应以大浓度存在，因为它们稀释了反应区中的反应物因而降低了为所需反应物提供的反应器容量并干扰异链烷烃与烯烃的接触。另外，在连续式烷基化生产过程中，过量的异链烷烃自烷基化反应流出物中回收，再经循环与新加入的烯烃接触，这样非反应性正构链烷烃杂质就会在烷基化体系中积累。结果是含有大量杂质正构链烷烃的进料流和/或循环流通常需分馏以除去这样的杂质并把它们在烷基化过程中的浓度保持在较低的水平，优选低于约50%（体积）。
本发明烷基化反应要求的温度在约0°F至约150°F的范围，较低的温度有利于异链烷烃与烯烃的烷基化反应而不利于与之相争的烯烃副反应，如聚合反应。但是总的反应速率随着温度的降低而降低。给定范围内的温度，特别是约30°F至约130°F的范围，提供了异链烷烃与烯烃以工业上有利的反应速率的烷基化以好的选择性。但是优选的烷基化温度应为50°F至100°F。
本发明要求的反应压力可在自足以在反应物维持在液相的压力至约15大气压的范围，反应物可于正常情况在烷基化反应温度下为气体，因而反应压力最好在约40psig至约160psig。如所有反应物均处于液相，增加压力对烷基化反应是没有意义的。
图1描绘的是自然循环提升体系10，它包括立管反应器12、沉降容器14、热交换器16和回路管18。各部分顺序联接而工作并以液体流流通以形成烷基化催化剂的环流路。立管反应器12是一竖立的长管状反应器，分下部和上部，它们限定了含烷基化催化剂的反应区。立管反应器的长度20和直径22的长径比大于约5∶1。
沉降容器14装有接受烷基化反应流的入口24、排放产品的出口26和将分离的催化剂送回立管反应器12的底部出口28。沉降容器14限定了一分离区并提供接受和分离烷基化反应物流成为分开的烃相30和催化剂相32的装置，因此立管反应器12的上端是与入口24连接而工作并且是自由流通的，其下端是与回路管18连接而工作并以液体流通，回路管18也是与底部出口28连接而工作并与底部出口自由流通，由此在自然循环提升体系10中为催化剂的自然循环提供回路。在回路管18中有换热器或催化剂冷却器16，它限定了一冷却区并提供用传热液体如冷却水间接进行热交换从催化剂除去能量的装置。管道34是用来将烃进料混合物导入立管反应器12的下部的，它与产品出口连接而工作并为分离的烃相30从沉降容器14输送至下游工序。
在自然循环提升体系10中，包括可烷基化的烃如低沸点烯烃和烷基化试剂如低沸点异构链烷烃以适合比例混合的液体烃进料原料通过管道34以小截面的许多高速度液流入立管反应器12。最初，立管反应器12含一定量的烷基化催化剂使催化剂上升至立管反应器12所限定的反应区的相当距离。进入反应区的烃进料分成小滴向上通过立管反应器12。反应区中的催化剂和由管道18来的附加催化剂与经管道34加入的烃进料并流向上通过立管反应器12。酸和烃同时向上的运动是因为（1）烃进料的动能和（2）与单独的催化剂相32相比立管反应器12中的催化剂/烃混合物的密度差的综合结果，当烯烃与异链烷烃反应物接触时，烯烃与异链烷烃即发生反应，形成辛烷值增加的分子量较高的物质。随着反应混合物通过立管反应器12向上移动，催化剂和反应物的温度上升，烷基化反应放热。在一段时间内（通常在大于约5秒钟的数量级），烷基化反应完全;在该时间后，含有烃产品（烷基化产品）、催化剂和未反应的进料烃反应流出物从立管反应器12通过入口24进入沉降容器14。
在向沉降容器开始导入反应流出物时，烷基化反应流出物分离成催化剂相和烃相，但在流出物导入该容器后分离已基本上完成。沉降器14在充满液体时可利用加压来工作，或在有液相和气相同时存在时，可在低压下工作，条件是要排放多余的气体，上相或分离的烃相30通过管道36从沉降容器14放出，按需要进行进一步处理，包括分馏。下相或催化剂相32从沉降容器14向下通过管道18导入热交换器16。通过热交换器的催化剂经充分降温除去烷基化反应中获得的热量。
下面的实例将证明本发明具有的优点，但仅用以进行说明，而不是对本发明加以限制，如所附权利要求书中所限定。
实例Ⅰ
本实例证明立管反应器烷基化体系当用氟化氢和环丁砜混合物作为催化剂时可以成功地进行烯烃的烷基化，也证明反应器的几何形状和接触时间对自然循环反应器体系的成功运行的重要性。
用实验室规模的立管反应器获得在这种反应器中的烯烃烷基化的反应数据。立管反应器包括一段2英尺长的1英寸蒙乃尔规格40管（monel  schedule  40  pipe），该管有冷却剂夹套以进行热交换将反应器温度保持在固定的约90°F。在立管反应器的底部有一进料嘴以将烃进料导入立管反应器，立管反应器中含有测定量的环丁砜和氢氟酸混合物液体催化剂，要调节立管反应器中烃进料与催化剂的接触时间，将进料率保持基本固定调节每次实验的催化剂量。连续将进料加入立管反应器一段时间，同时反应器流出物连续自立管反应器的顶部流出，在一定的间隔时间，反应器流出物取样进行气相色谱分析。所得的数据列于表Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ、Ⅳ、Ⅴ和Ⅵ中。
表Ⅰ和Ⅱ是用80%HF和20%环丁砜催化剂混合物在两种不同的进料接触时间（分别用300ml催化剂和100ml催化剂进行调节）进行试验烷基化方法的数据。
表Ⅲ和Ⅳ是用60%HF和40%环丁砜催化剂混合物在两种不同的进料接触时间（分别用300ml和100ml催化剂进行调节）进行实验烷基化方法的数据。表Ⅴ和Ⅵ是用50%HF和50%环丁砜催化剂混合物在两种不同的进料接触时间（各自用300ml和200ml催化剂进行调节）进行实验烷基化方法的数据。表Ⅰ-Ⅵ的数据证明影响烷基化终产品质量的两个因素是接触时间和催化剂的组成，在给定的进料接触时间下，催化剂性能和烷基化产品的质量随催化剂混合物的氢氟酸组成降至低于约60%而下降。这由下列因素得到证明：烯烃转化率、烷基化产物的辛烷值、烷基化终产品中三甲基戊烷/二甲基己烷的比率的减少;烷基化终产品中的不希望的氟化物和C+9组分的增加。另一方面，数据也证明催化剂性能和烷基化物的质量因接触时间增加而改进。在自然循环的烷基化反应体系，其立管反应器的几何形状影响接触时间，因此几何形状变成该体系设计的重要方面。
表Ⅰ
由HF/环丁砜（80/20）生产的烷基化物90°F/300ml催化剂
时间(小时)  1  3  5  7  9  总计
转化%  100.00  100.00  100.00  100.00  100.00  **
氟化物  0.54  0.30  0.30  0.35  0.44  0.05
轻质组分  15.21  14.94  14.89  15.23  17.42  <1
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  22.21  13.42  12.37  11.94  12.26  8.70
C8  43.50  54.61  56.76  59.88  55.31  67.70
C9+  18.95  17.04  15.48  12.80  15.01  22.43
TMP  35.39  45.26  47.14  49.97  46.22  55.96
DMH  7.89  9.15  9.33  9.58  8.98  11.46
TMP/DMH  4.49  4.95  5.05  5.22  5.15  4.88
R+M/2  89.0  91.9  92.0  92.6  92.4  91.8
轻组分＝除iC4外的所有C2、C3、C4组分
总计＝iC4/挥发物除去后的总烷基化物
压力＝100psig
进料：异丁烷/2-丁烯（9.41/1）
温度：90°F（+/-2°F）
计算接触时间：19.2秒
计算烃上升速度：0.104ft./sec
表Ⅱ
HF/环丁砜（80/20）+理想进料：
固定床：90°F/100ml催化剂
TOS,小时  1  3  5  7  9  总计
转化的%  100.0  100.0  99.4  99.4  81.0  **
氟化物  3.79  2.03  3.60  5.98  30.9  **
轻质组分  5.68  3.32  5.50  7.70  49.32  <1
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  15.26  13.59  14.74  14.56  7.36  9.74
C8  56.18  62.74  60.20  53.40  24.47  65.30
C9+  22.54  18.30  18.99  23.41  17.26  23.15
TMP  46.04  51.65  49.27  43.36  19.38  53.35
DMH  9.95  10.91  10.77  9.95  4.99  11.77
TMP/DMH  4.63  4.73  4.57  4.36  3.88  4.53
R+M/2  91.1  91.7  91.2  90.4  85.9  91.4
轻质组分＝除iC4外的所有C2、C3和C4组分
总计＝iC4/挥发物除去后的总合并烷基化物
进料：9.23/1异丁烷/2-丁烯
压力：100psig
温度：90.0（±1°F）
计算接触时间：6.4秒
计算烃上升速度：0.104ft/sec
表Ⅲ
HF/环丁砜（60/40）+理想进料：
固定床：90°F/300ml催化剂
TOS,小时  0.5  1  3  5  7  9  总计
转化的% i  100.0  100.0  100.0  100.0  100.0  100.0  **
氟化物  0.75  2.18  2.09  0.64  0.88  4.50  **
轻质组分  13.11  16.19  15.47  13.94  13.31  21.23  <1
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  13.21  12.66  12.49  12.64  12.82  14.30  13.14
C8  54.45  54.27  52.34  53.83  52.22  44.05  64.89
C9+  19.12  16.75  19.33  19.07  21.34  19.92  23.40
TMP  44.93  44.46  42.60  43.71  41.93  35.15  52.06
DMH  9.36  9.81  9.74  9.97  10.06  8.83  12.73
TMP/DMH  4.80  4.53  4.37  4.39  4.17  3.98  91.0
R+M/2  91.7  91.8  91.3  91.3  90.8  90.7  90.99
轻质组分＝除iC4外的所有C2、C3和C4组分
总计＝iC4/挥发物除去后的总合并烷基化物
进料：9.43/1异丁烷/2-丁烷
压力：100psig
温度：90.0（+/-1°F）
计算接触时间：17.5秒
计算烃上升速度：0.114ft/sec
表Ⅳ
HF/环丁砜（60/40）+理想进料：
固定床：90°F/100ml催化剂
TOS,小时  1  2  3  4  总计
转化的%  99.9  98.3  98.2  91.4  **
氟化物  5.99  13.07  22.07  26.43  **
轻质组分  7.74  15.86  26.67  33.46
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  6.59  8.12  10.39  10.30
C8  61.89  51.35  39.05  28.26  NOT
C9+  23.56  24.23  23.40  28.65  EVALUATED
TMP  50.48  41.24  31.14  21.94
DMH  11.22  9.94  7.67  6.20
TMP/DMH  4.50  4.15  4.06  3.54
R+M/2  90.7  89.2  87.9  86.0
轻质组分＝除iC4外的所有C2、C3和C4组分
进料：8.82/1异丁烷/2-丁烯
压力：100psig
温度：90.0（±1°F）
计算接触时间：6.4秒
计算烃上升速度：0.104ft./sec
表Ⅴ
HF/环丁砜（50/50）+理想进料：
固定床：90°F/300ml催化剂
TOS,小时  1  3  5  7  9  总计
转化的%  95.1  94.8  93.8  94.3  83.3  **
氟化物  3.31  1.68  4.54  4.82  14.24  0.0
轻质组分  5.60  5.11  8.01  8.26  29.08  <0.1
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  15.44  10.56  16.06  15.14  11.62  4.6
C8  52.42  53.58  49.13  44.05  29.40  49.35
C9+  26.27  30.50  26.34  31.72  28.97  44.68
TMP  40.94  41.92  37.75  33.59  22.11  38.29
DMH  11.44  11.68  11.20  10.30  7.16  10.92
TMP/DMH  3.58  3.59  3.37  3.26  3.09  3.51
R+M/2  89.7  89.6  89.6  88.9  88.3  87.9
轻质组分＝除iC4外的所有C2，C3和C4组分
进料：10.8/1异丁烷/2-丁烯
压力：100psig
温度：90.0（+/-1°F）
总计：iC4/挥发物去除后总合并的烷基化物
计算接触时间：16.9秒
计算烃上升速度：0.118ft/sec
表Ⅵ
HF/环丁砜（50/50）+理想进料：
固定床：90°F/200ml催化剂
TOS,小时  2  3  4  5  6  总计
转化的%  91.1  89.9  88.6  86.4  72.8  **
氟化物  10.04  10.16  24.05  50.61  62.46  **
轻质组分  17.88  17.33  32.12  59.64  80.53
C5+烷基化物(重量%,无异丁烷)
C5-7  13.92  12.03  7.67  4.11  2.05
C8  34.03  34.78  27.09  16.19  8.53  NOT
C9+  33.45  34.85  32.01  19.30  8.47  EVALUATED
TMP  25.55  26.26  20.53  12.18  6.39
DMH  8.33  8.34  6.38  3.91  2.07
TMP/DMH  3.07  3.15  3.22  3.12  3.09
R+M/2  88.2  88.0  87.7  87.7  88.3
轻质组分＝除iC4外的所有C2、C3和C4组分
进料：9.55/1异丁烷/2-丁烯
压力：100psig
温度：90.0（+/-1°F）
计算接触时间：11.3秒
计算烃上升速度：0.118ft/sec

Claims (18)

1、一种在包括环丁砜和氢氟酸的催化剂存在下反应包括烯烃和异链烷烃混合物的方法，该催化剂通过由以顺序连接而工作并以液体流流通的反应器、沉降容器、热交换器和回路所限定的循环流路，该循环流路的几何形状要容许该催化剂由流动的烃和在该流路中的密度差给于催化剂的能量而自然循环，该方法包括：
将混合物导入含催化剂的反应器；
反应器中烯烃和异链烷烃反应得到的烷基化反应流出物从反应器通入沉降器，在沉降器中发生相分离，得到烃相和催化剂相；
该催化剂相通过热交换器，在热交换器中由间接热交换从催化剂相除去能量得到冷却的催化剂；
用冷却的催化剂作为该反应器中的催化剂。
2、权利要求1的方法，其中该反应器限定竖直延伸的反应区，该区有一体积其有效长径比大于约5∶1。
3、权利要求2的方法，其中该混合物与催化剂的接触时间至少为5秒钟。
4、权利要求3的方法，其中环丁砜在该催化剂中所占的重量百分比约为2.5至约50的范围。
5、权利要求1的方法，其中该混合物与该催化剂的接触时间至少约为5秒钟。
6、权利要求1的方法，其中反应器内的反应条件保持在约0°F至约150°F的温度范围和约环境压力至约15大气压范围但足以维持液相的条件。
7、权利要求1的方法，其中混合物中异链烷烃与烯烃的摩尔比在约2∶1至约25∶1的范围。
8、一种在包括环丁砜和氢氟酸的催化剂的存在下在有下部、上部和一容积的垂直延伸的反应器中反应包括烯烃和异链烷烃混合物的方法，该方法包括下列步骤：
将所混合物导入含催化剂的反应区的下部，其体积速度要使催化剂与混合物的接触时间至少约10秒钟;
包括烃和催化剂的烷基化物反应流出物从反应器上部通入沉降区，在其中产生相分离以得到烃相和催化剂相;
冷却催化剂相得到冷却的催化剂。
9、权利要求8的方法，其中垂直延伸的反应区容积由有效长径比大于约5∶1的立管反应器所限定。
10、权利要求9的方法，其中该催化剂中的环丁砜的重量百分在约2.5至约50的范围。
11、权利要求8的方法，其中混合物与催化剂的接触时间为至少约10秒钟。
12、权利要求8的方法，其中该反应区内的反应条件维持在约°F至约150°F的温度范围和约环境压力约15大气压但足以保持液相的条件。
13、权利要求8的方法，其中混合物中的异链烷烃与烯烃的摩尔比在约2∶1至约25∶1的范围。
14、一种在包括环丁砜和氢氟酸的催化剂的存在下在由下部、上部和有效长径比大于约5∶1的立管反应器限定的反应区中反应包括烯烃和异链烷烃混合物的方法，该方法包括下列步骤：
将该混合物导入含该催化剂的反应区的下部，其速率应使反应区中该催化剂与该混合物的容积比在约1至约9的范围。
将包括烃和催化剂的烷基化物反应流出物从反应区的上部通入沉降区，在其中产生相分离以得到烃相和催化剂相;
冷却催化剂相以产生冷的催化剂;
用该冷却的催化剂作为该反应区内的催化剂。
15、权利要求14所述的方法，其中混合物与催化剂的接触时间至少约10秒钟。
16、权利要求15所述的方法，其中该催化剂中环丁砜的重量百分比在约2.5至约50的范围。
17、权利要求14所述的方法，其中该反应区内的反应条件维持在约0°F至约150°F的温度范围和约环境压力至约15大气压的压力范围但足以保持液相条件。
18、权利要求14所述的方法，其中该混合物中异链烷烃与烯烃的摩尔比在约2∶1至约25∶1的范围。
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