CN111992174B - 烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法，该烷基化反应工艺方法包含采用新型烷基化反应器结合多级串联工艺在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应的系统装置及配套工艺方法。相对于现有传统烷基化反应器，在生产同等质量的产品时，使用本发明的烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法在进行烷基化反应时可以达到节能降耗的效果；或在采用同等能耗、同等物耗的条件下，使用本发明烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法进行烷基化反应时可以生产出辛烷值更高的产品，从而提高了产品质量。

Description

烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法

技术领域

本发明提供一种节能降耗的高效烷基化反应工艺方法及烷基化反应系统，具体涉及包含采用新型烷基化反应器结合多级串联工艺在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应的系统装置及配套工艺方法，属于石油化工领域。

背景技术

烷基化反应是石油精炼工业中的核心反应之一。其中，最常见的烷基化反应是采用硫酸催化的低温烷基化反应，用于生产高辛烷值的优质油品。

在石油精炼工业的烷基化反应中，涉及到引发、二聚、多聚、转移、歧化及断裂等反应机理，其中主反应是烯烃质子化后产生的碳正离子与烯烃及烷烃发生的链式反应，其反应的关键控制因素有烷烯比、酸浓度、烃酸比、微观混合度及反应温度等。现有的烷基化反应技术改进均集中在这几个控制因素上。

CN 104667856中公开了一种采用异丁烷和C3～C5烯烃为原料，以硫酸为催化剂，以惰性气体作为循环冷却剂的旋转床作为烷基化反应器的烷基化工艺。该反应通过惰性气体换热控温，相对来讲，同等体积条件下气体的比热容比液体小几个数量级，同等循环量下达到相同换热效果需要的气体温度极低，能耗较大；在极大的增大冷却循环量的情况下可以达到同样的控温效果，而此时由于反应器容积有限，大气量的冷却气体必然会显著减小反应处理量。

CN 101104570中公开了一种实现烯烃、链烷烃和液体酸催化剂更有效混合的方法。其方法包含了在硫酸做催化剂制备烷基化产品的过程中，在反应物混合后进入到分散器的下流反应区中，并在反应区中采用脉冲流态控制反应热达到烃的沸点操作汽化区，脉冲加剧了液相的传质，烃的部分汽化带走反应热，达到控制反应温度和增强混合效果的目的。但其无法解决脉冲前混合时由于烃酸密度差异大造成的局部不均，在脉冲前混合后的短时反应热也无法避免。

发明内容

为解决上述问题，本发明提供一种节能降耗的高效烷基化反应系统及其配套工艺方法，具体内容包含采用新型烷基化反应器及相关反应系统进行烷基化反应的工艺方法，其中涉及核心反应器的特定结构、系统组合方式及配套工艺方法。

本发明提供的烷基化反应工艺方法，包括以下步骤：

步骤1：将原料通过进料系统输入烷基化反应器，在定子及转子高速剪切扰动下，发生闪蒸，得到反应混合物；

步骤2：将步骤1得到的反应混合物输入反应分离罐中，进行酸烃分离；

步骤3：反应混合物中的气相产物经液化系统处理后返送回进料系统，分离得到的液烃送往聚结器进行进一步纯化分离，得到烷基化反应产品，分离得到的酸返送回烷基化反应器或外排；

其中，烷基化反应器的端盖分为上下双层空腔结构，换热介质输入端盖上层空腔，后进入定子；定子固定于端盖内侧，且为套管结构，其内管与端盖上层空腔连通，外管与端盖下层空腔连通；换热介质由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，用以维持反应体系的低温环境。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，烷基化反应器主要由端盖、壳体、定子、转子、传动系统及机械密封构成；壳体的底部与传动系统相连。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，换热介质为液烃，液烃储存于液化系统，液化系统与烷基化反应器的端盖上层空腔连通，液化系统中的液烃，输入端盖的上层空腔，后进入定子，由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，液烃在烷基化反应器的端盖内发生闪蒸，用以维持反应体系的低温环境，液烃闪蒸后的气液混合物排出端盖并返回至液化系统。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，换热介质为冷媒，冷媒输入端盖的上层空腔，后进入定子，由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，用以维持反应体系的低温环境。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，定子成圆周均匀分布于端盖内侧；转子由转子座与多层同心环或均布在多层同心圆上的柱销构成，同心环在圆周上设有流体通道，转子座与传动系统的转轴相连；定子与转子位置相对，且错位布置。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，反应分离罐自上至下设有持液段、填料段及分离段。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，反应分离罐罐顶设有气相出口，并通过气相增压器与烷基化反应器进料口相连；持液段上部设有进料口与烷基化反应器的出料口相连，持液段内部设有中心升气管，持液段一侧中部和下部设有循环进口和循环出口，循环出口通过反应循环泵后分为两路，一路返回循环进口，另一路与烷基化反应器的进料口相连并提供循环液至烷基化反应器，持液段另一侧自底部起设有不同高度的出料孔，分别通过管路受阀控制并通往填料段上部的液体分布器。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，烷基化反应器中原料与循环液的体积比为1：1～1：15。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，填料段上部的液体分布器与填料之间设有旁通管路并与气液分离器入口相连，气液分离器气相出口连接液化系统，气液分离器液相出口与填料段下部的入口连通，填料段中部设有填料层。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，分离段上部与填料段下部连通，分离段设有中心降液管，反应混合液通过重力沉降后烃酸分层积蓄在降液管外侧；分离段中部烃层设有液烃出口与聚结器相连，聚结器下部酸出口返回分离段下部酸层，聚结器上部烃出口将最终烃产物输出；分离段底部设有酸出口，将废酸排出或送回烷基化反应器进料口循环利用。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，原料为丙烷、异丁烷和C3～C5烯烃的混合液，以及硫酸。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，丙烷占混合液的体积浓度为0％～37％；异丁烷占混合液的体积浓度为50％～95％；酸与混合液的体积比为0.8：1～1.2：1。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，丙烷占混合液的体积浓度为0％～15％。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，烷基化反应器中反应温度为-10℃～30℃，反应压力为0.09MPa～1.0MPa。

本发明所述的烷基化反应工艺方法，其中，持液段液体停留时间为0min～30min。

本发明还提供一种用于完成上述烷基化反应工艺方法的烷基化反应系统，该烷基化反应系统主要包含进料系统、烷基化反应器、反应分离罐、气相增压器、气相分离器、聚结器、反应循环泵、液化系统、压力控制系统；进料系统与烷基化反应器进料口连通；；烷基化反应器的出料口与反应分离罐连接；反应分离罐的循环出口与烷基化反应器的进料口连通；液化系统与烷基化反应器的端盖进口、端盖出口以及进料系统均连通。

本发明所述的烷基化反应系统，其中，反应系统数量为多个，且串联操作使用；串联操作是指将处于上一级反应分离罐中排出的硫酸不再返回本级的进料系统，而是作为下一级的硫酸原料。

本发明所述的烷基化反应系统，其中，反应系统最后一级的反应分离罐底部的酸被排出体系，第一级产品烃的辛烷值最高，最后一级产品烃的辛烷值最低。

本发明通过改进烷基化反应器，在原有定-转子反应器(ZL200410042631.6)的基础上进行结构改进，结合优化后的配套工艺系统组合及工艺参数，提出一种在离心力场及闪蒸条件下进行烷基化反应的系统装置及配套工艺方法，目的是为提高产品质量、增大反应通量的同时达到节能降耗的目的。

采用本发明进行烷基化反应时，可达到以下有益效果：

目前传统的烷基化反应器由于采用液液相烷基化反应环境，其传热主要由导热较好的硫酸承担，为酸连续、烃分散反应环境，该反应环境在工业大容积反应器中微观混合效果差，难以避免因存在较大重力梯度、浓度梯度及温度梯度而产生的对反应的不利影响。在此工艺过程中，微观混合的不均匀带来的副反应比例升高是产品质量下降的主要原因。本发明提供的烷基化反应工艺方法在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应，其反应器内的反应环境为气相连续，液相分散，其中气相由闪蒸后的气相烃组成，液相为烃液与硫酸混合物在离心力场及高剪切力作用下生成的极小的液滴或极薄的液膜。在此离心力场反应体系中，离心力场提供了超过重力加速度数十至数千倍的离心加速度，因此重力梯度可以忽略不计。同时，在闪蒸反应条件下，体系内汽化降温均匀，而多次高剪切带来的高效微观混合及多次再分布，结合液滴或液膜尺寸极小的特点，完全避免了大容积反应器中搅拌不均及传热不均带来的浓度梯度及温度梯度带来的不利影响。综合地讲，离心力场及闪蒸反应条件带来的高效微观混合和温度场均一可大大降低烷基化反应中的副反应比例，使得产品质量有显著改善。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应，相较于常规液液反应体系中酸承担热传导，闪蒸原位取热使得反应进料的酸用量可以减少，其高效的分散混合效果也明显提高了反应物利用率。当采用系统串联生产方式时，可以达到梯级利用硫酸，同时灵活调节产品质量的目的。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在反应腔体及端盖空腔同时进行闪蒸换热，通过直接及间接相结合的换热方式可以有效的控制反应体系温度。同时由于进入反应分离罐后持续进行闪蒸处理，烃组分通过闪蒸后低碳烃的组成进一步减少，有助于提高产品质量。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在采用非循环工艺时，可显著增大反应通量，即提高生产效率；本发明在采用循环工艺时，可大大增加反应器内烷烃比，故可以生产出辛烷值更高的产品。

本发明提供的烷基化反应工艺方法中，反应物优选采用丙烷、异丁烷与C3～C5烯烃同时进入反应体系并利用丙烷闪蒸换热带走反应热，此换热方式降低了制冷总能耗，同时丙烷的存在抑制了烷基化反应中的链断裂副反应，节能的同时有助于产品质量提高。

附图说明

图1为本发明一实施例的烷基化反应系统设备组合及工艺流程示意图；

图2为本发明另一实施例采用两级串联的烷基化反应系统设备组合及工艺流程示意图；

图3为本发明一实施例的烷基化反应器剖面示意图；

图4为图3的烷基化反应器的定子结构及与端盖连接关系的放大示意图；

图5为本发明一实施例的反应分离罐结构示意图。

其中，附图标记：

烃进料口a

酸进料口b

端盖进口c

端盖出口d

腔体e

出料口f

端盖上层空腔g

定子柱销空腔h

端盖下层空腔i

定子j

转子k

气相出口1

进料口2

循环进口3

循环出口4

出料孔e1～e5

液体分布器进料口5

旁通管路出口6

填料段下部入口7

液烃出口8

酸层入口9

酸出口10

具体实施方式

为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明的优选实施方案进行描述，但应当理解，这些描述只是为了进一步说明本发明的特征和优点而不是对本发明权利要求的限制。

本发明提供的节能降耗的烷基化反应工艺方法包括以下步骤：

步骤1：将丙烷、C3～C5烯烃及异丁烷的混合液及硫酸输入烷基化反应器，在定子及转子高速剪切扰动下，发生闪蒸，得到反应混合物；

步骤2：将步骤1得到的反应混合物输入反应分离罐中，进行酸烃分离；

步骤3：反应混合物中的气相产物经液化系统处理后返送回进料系统；反应混合物中的液烃送往聚结器进行进一步纯化分离，得到烷基化反应产品；反应混合物中的酸返送回烷基化反应器或外排。

本发明还一种节能降耗的高效烷基化反应系统及其配套工艺方法，具体内容包含采用新型烷基化反应器及相关反应系统进行烷基化反应的工艺方法，其中涉及核心反应器的特定结构、系统组合方式及配套工艺方法，详细如下：

本发明提供的节能降耗的高效烷基化反应系统，用于完成上述烷基化反应工艺方法。如图1所示，为本发明的烷基化反应系统设备组合及工艺流程示意图。该烷基化反应系统主要包含进料系统、烷基化反应器、反应分离罐、气相增压器、气相分离器、聚结器、反应循环泵(图未示)、液化系统、压力控制系统。

进料系统控制烷基化反应中各物料的比例、浓度、温度及压力，使物料混合后输入烷基化反应器，物料可以为C4烯烃，C4～C5烯烃，C3～C4烯烃或C3～C5烯烃、异丁烷及硫酸，优选原料中还含有丙烷。本发明推荐的物料包含丙烷、异丁烷、C3～C5烯烃及硫酸。

请一并参照图3和图4，图3为本发明一实施例的烷基化反应器剖面示意图，图4为图3的烷基化反应器的定子结构及与端盖连接关系的放大示意图。在本实施例中，烷基化反应器为立式，当然在其他实施例中，烷基化反应器还可以为其他形态，本发明并不限制。如图3所示，烷基化反应器包括壳体、烃进料口a、酸进料口b、端盖、定子j、转子k、腔体e、出料口f、传动系统以及机械密封。烃进料口a位于烷基化反应器顶部，酸进料口b位于烷基化反应器一侧，端盖位于酸进料口b下方。端盖由上至下为双层空腔结构，包括端盖上层空腔g和端盖下层空腔i，端盖上层空腔g设有端盖进口c并与液化系统连接，端盖下层空腔i设有端盖出口d也与液化系统相连接。定子j固定于端盖内侧，优选地，定子j的数量为多个且呈圆周均匀分布；定子j为具套管结构的空心柱销，套管结构的内管具有定子柱销空腔h，定子柱销空腔h与端盖上层空腔g连通，套管结构的外管与端盖下层空腔i连通。转子k由转子座与多层同心环或均布在多层同心圆上的柱销构成，同心环在圆周上设有流体通道，转子座中心与传动系统的转轴(即箭头圈围处)相连，且同心环与定子j对应布置。腔体e为定子j、转子k以及壳体间的空间。

烷基化反应器提供物料在离心力场及闪蒸条件下进行烷基化反应的反应装置。更详细地，原料丙烷、C3～C5烯烃及异丁烷的混合液通过烃进料口a沿转子k多层同心环中心轴的方向喷入烷基化反应器腔体e内，而硫酸则通过酸进料口b输入烷基化反应器腔体e内。在定子j与转子k高速旋转下，原料丙烷、C3～C5烯烃及异丁烷的混合液及硫酸在高剪切力的作用下发生多次混合及再分布，分散后形态为极小液滴或极薄液膜，在泡点压力条件下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器的出料口f排出进入反应分离罐中，进行酸烃分离。与此同时，液化系统内的液烃由端盖进口c输入端盖上层空腔g，再通过固定在端盖上的定子柱销空腔h，液烃由内管流至外管，并进入端盖下层空腔i，并在端盖内发生闪蒸；此外，在闪蒸过程发生时，可通过定子空心柱销换热用于维持反应体系的低温环境，端盖内液烃经闪蒸产生的气液混合物从端盖出口d排出并返还至液化系统。

本发明并不特别限定反应分离罐的形态与结构，采用现有技术即可，为对本发明作进一步解释，以下特举反应分离罐的一较佳实施例。如图5所示，为本发明一实施例的反应分离罐结构示意图。在本实施例中，反应分离罐自上至下分为持液段、填料段及分离段。请同时参照图1与图5，反应分离罐罐顶设有气相出口1，通过气相增压器与烷基化反应器的烃进料口a相连。持液段上部设有进料口2，进料口2与烷基化反应器的出料口f相连，持液段内部设有中心升气管，持液段一侧中部和下部分别设有循环进口3和循环出口4，循环出口4通过反应循环泵(图未示)后分为两路，一路返回循环进口3，另一路与进料系统相连，持液段另一侧自下而上依次设有不同高度的出料孔e1～e5，出料孔e1～e5分别通过管路受阀控制并通往填料段上部的液体分布器进料口5。填料段中部设有填料层，液体分布器与填料间设有旁通管路并与气液分离器入口相连，气液分离器的气相出口连接液化系统，气液分离器的液相出口通往填料段下部入口7。分离段上部与填料段下部连通，分离段设有中心降液管，反应混合液通过重力沉降后，烃酸分层积蓄在降液管外侧，即分层积蓄在分离段的中部及下部；分离段中部烃层设有液烃出口8与聚结器相连，分离段底部设有酸出口10，通过泵分别送出废酸或送回进料系统。聚结器下部的酸出口与分离段下部酸层入口9连接，聚结器上部设有烃出口。

反应分离罐用于对烷基化反应器出料口f排出的闪蒸反应混合物，进行持液、闪蒸、酸烃分离及循环。

气相增压器用于将反应分离罐内的气相输送回至烷基化反应器烃进料口a。

气液分离器对反应分离罐闪蒸后的气相及夹带的液滴进行气液分离，从气液分离器上部将气相物质送往液化系统，经液化系统处理后返送回进料系统；液烃通过液烃出口送往聚结器进行进一步纯化分离，经过聚结器分离后得到的液烃为烷基化反应产品；气液分离器底部排出的酸通过泵将酸送至烷基化反应器酸进料口b或者外排。

聚结器对反应分离罐烃层出料或气液分离器分离得到的液烃进行聚结分离，分离出合格产品，并将分离出酸通过聚结器下部酸出口返回到反应分离罐下部酸层。

液化系统与进料系统相连，将气液分离器分离得到气相压缩液化后返回进料系统，液化系统的液烃流经回路完成换热。

压力控制系统连接烷基化反应器以及反应分离罐，以控制反应系统和沉降系统的压力。

下面对本发明的工艺方法做更详细的描述，需注意的是，本发明包括但不仅限于如下工艺方法。

在进行烷基化反应的过程中，丙烷、C3～C5烯烃及异丁烷的混合液及硫酸分别通过烷基化反应器的烃进料口a和酸进料口b喷入烷基化反应器的腔体e内，在高速旋转的转子作用下高速混合，并在离心力作用下向壳体运动。在此过程中，混合物料受到离心力场的影响并被逐层的定子及转子高速剪切扰动，发生多次混合及再分布，分散的形态为极小液滴或极薄液膜，在泡点压力条件下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器出料口f排出。在此反应过程中，液化系统输入的液烃在端盖内发生闪蒸，并通过定子空心柱销换热用于维持反应体系的低温环境，端盖内闪蒸后的气液混合物均返回液化系统。

烷基化反应器出料口f排出的气液混合物，在反应分离罐中进入持液段，气相经罐顶气相出口1排出，通过气相增压器输送至烷基化反应器进料口；持液段通过不同高度的出料孔e1～e5的阀门来控制液体在持液段的停留时间，不同停留时间的反应液均可通过反应循环泵实现持液段内部及持液段与烷基化反应器间的液体循环，此时称之为循环工艺；而当最底部的出料口阀门打开时，则反应液相无停留时间，直接通往填料段，称之为非循环工艺。

反应液在经过填料段时，反应液中的部分烃发生气化，气化产生的气相经填料段上方的旁通管路出口6送往气液分离器，气液分离器中上部的气相送往液化系统，经液化系统处理后返送回进料系统；气液分离器下部的液相回流至填料段下部，与通过填料段的液相共同落入分离段的中心降液管中。

落入分离段中心降液管的反应液在分离段底部发生液相分层后积蓄在中心降液管外侧，分层期间液烃气化的气相通过中心降液管上设有的升气孔进入填料段，与填料段气化的气相一同送往气液分离器；液相分层后液烃比重较轻位于分离段中部，酸比重较大位于分离段下部，分离段中部的液烃通过液烃出口8送往聚结器进行进一步纯化分离，经过聚结器分离后得到的液烃为烷基化反应产品，聚结器下部的酸通过酸出口10将酸返送回分离段下部的酸层；分离段底部的酸出口10通过泵将酸送至烷基化反应器酸进料口b或者外排。

采用本发明的工艺方法时，推荐分别采用以下工艺参数：

丙烷在进料烃中的体积浓度范围为：0％～37％，更优选0％～15％。

异丁烷在进料烃中的体积浓度范围为：50％～95％。

反应过程的酸与烃液的体积比例范围为：0.8：1～1.2：1。

烷基化反应器中，原料与循环液的体积比范围为：1：1～1：15。

反应分离罐的持液段，液体停留时间范围为：0min～30min。

反应温度及反应压力控制范围为：-10℃～30℃，0.09MPa～1.0MPa。

本发明包含的另外一种工艺方法，保留离心力场及闪蒸工艺操作及条件，但液化系统不送液烃入端盖中进行闪蒸间接换热，而将液烃闪蒸进行间接换热的方式替换为传统冷媒循环进行间接换热，即采用传统冷媒间接换热的方法完成端盖空腔及柱销中的换热。

本发明还提出了另一种配套的工艺方法，如图2所示，为本发明另一实施例采用两级串联的烷基化反应系统设备组合及工艺流程示意图。在本工艺方法中，包含将反应系统串联使用的方法，其方法在保留上述反应系统及操作工艺的基础上，串联操作是指将处于上一级反应分离罐中排出的硫酸不再返回本级的进料系统，而是作为下一级的硫酸原料。串联系统可以采用两级或多级的操作方式。在此串联系统中，硫酸得到了梯级利用，最后一级的反应分离罐底部的酸被排出体系，串联系统的第一级产品烃的辛烷值最高，最后一级产品烃的辛烷值最低。

即同时具有两个或更多完整的基本相同的反应系统，以A系统和B系统为例，A系统和B系统通过以下方式关联：A系统反应分离罐中排出的硫酸不再返回本级的进料系统，而是作为下一级即B系统的硫酸原料，B系统的反应分离罐底部的酸被排出体系外。

本发明通过改进烷基化反应器，在原有定-转子反应器(ZL200410042631.6)的基础上进行结构改进，结合优化后的配套工艺系统组合及工艺参数，提出一种在离心力场及闪蒸条件下进行烷基化反应的系统装置及配套工艺方法，目的是为提高产品质量、增大反应通量，同时达到节能降耗。

采用本发明进行烷基化反应时，可达到以下有益效果：

目前传统的烷基化反应器由于采用液液相烷基化反应环境，其传热主要由导热较好的硫酸承担，为酸连续、烃分散反应环境，该反应环境在工业大容积反应器中微观混合效果差，难以避免因存在较大重力梯度、浓度梯度及温度梯度而产生的对反应的不利影响。在此工艺过程中，微观混合的不均匀带来的副反应比例升高是产品质量下降的主要原因。本发明提供的烷基化反应工艺方法在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应，其反应器内的反应环境为气相连续，液相分散，其中气相由闪蒸后的气相烃组成，液相为烃液与硫酸混合物在离心力场及高剪切力作用下生成的极小的液滴或极薄的液膜。在此离心力场反应体系中，离心力场提供了超过重力加速度数十至数千倍的离心加速度，因此重力梯度可以忽略不计。同时，在闪蒸反应条件下，体系内汽化降温均匀，而多次高剪切带来的高效微观混合及多次再分布，结合液滴或液膜尺寸极小的特点，完全避免了大容积反应器中搅拌不均及传热不均带来的浓度梯度及温度梯度带来的不利影响。综合地讲，离心力场及闪蒸反应条件带来的高效微观混合和温度场均一可大大降低烷基化反应中的副反应比例，使得产品质量有显著改善。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应，相较于常规液液反应体系中酸承担热传导，闪蒸原位取热使得反应进料的酸用量可以减少，其高效的分散混合效果也明显提高了反应物利用率。当采用系统串联生产方式时，可以达到梯级利用硫酸，同时灵活调节产品质量的目的。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在反应腔体及端盖空腔同时进行闪蒸换热，通过直接及间接相结合的换热方式可以有效的控制反应体系温度。同时由于进入反应分离罐后持续进行闪蒸处理，烃组分通过闪蒸后低碳烃的组成进一步减少，有助于提高产品质量。

本发明提供的烷基化反应工艺方法在采用非循环工艺时，可显著增大反应通量，即提高生产效率；本发明在采用循环工艺时，可大大增加反应器内烷烃比，故可以生产出辛烷值更高的产品。

本发明提供的烷基化反应工艺方法中，反应物优选采用丙烷、异丁烷与C3～C5烯烃同时进入反应体系并利用丙烷闪蒸换热带走反应热，此换热方式降低了制冷总能耗，同时丙烷的存在抑制了烷基化反应中的链断裂副反应，节能的同时又有助于产品质量的提高。

以下采用实施例对本发明的生产工艺及操作方法进行更为具体的表述，但本发明并不限于下述实施例。

以下实施例中采用的分析测试方法为：

RON值：按照国标GB/T5487测定产品的研究法辛烷值。

实施例1

进料系统采用体积浓度为30.77％的丙烷，61.53％的异丁烷及7.70％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成如下表1所示：

表1

保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸分别通过烷基化反应器的进料口，喷入烷基化反应器的腔体内，在高速旋转的转子作用下高速混合，并在离心力作用下向壳体运动。在此过程中，混合物料受到离心力场的影响并被逐层的定子及转子高速剪切扰动，发生多次混合及再分布，分散的形态为极小液滴或极薄液膜，在体系反应温度为0℃，反应压力系统控制在0.37MPa的情况下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器出料口排出。

在此反应过程中，液化系统输入端盖的液烃在端盖内发生闪蒸，并通过定子空心柱销换热用于维持反应体系的低温环境，端盖内闪蒸换热后的气液混合物均返回液化系统。

烷基化反应器出料口排出的气液混合物，在反应分离罐中进入持液段，气相经罐顶气相出口排出，通过气相增压器输送至烷基化反应器进料口；持液段最底部的出料口阀门打开，此时停留时间为0min，即采用非循环工艺，液体反应混合物直接通往填料段；

反应液在经过填料段时，反应液中的部分烃发生气化，气化产生的气相经填料段上方的旁通管路送往气液分离器，气液分离器中上部的气相送往液化系统，经液化系统处理后返送回进料系统；气液分离器下部的液相回流至填料段下部，与通过填料段的液相共同落入分离段的中心降液管中。

落入分离段中心降液管的反应液在分离段底部发生液相分层后积蓄在中心降液管外侧，分层期间液烃气化的气相通过中心降液管上设有的升气孔进入填料段，与填料段气化的气相一同送往气液分离器；液相分层后液烃比重较小位于分离段中部，酸比重较大位于分离段下部，分离段中部的液烃通过液烃出口送往聚结器进行进一步纯化分离，经过聚结器分离后得到的液烃为烷基化反应产品，聚结器下部的酸通过酸出口将酸返送回分离段下部的酸层；分离段底部的酸出口通过泵将酸送至烷基化反应器进料口。

烷基化反应产品经过色谱分析，其主要成分及含量如下表2所示：

表2

经过实验测试，产品的RON值为99.4。

实施例2

采用与实施例1相同的工艺，操作条件中增加反应液循环，其反应通量按循环比减少，产品质量明显改善：

进料系统采用体积浓度为30.77％的丙烷，61.53％的异丁烷及7.70％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸分别通过烷基化反应器的数个进料口，与进料循环比采用1：15的循环液一起喷入烷基化反应器的腔体内，在高速旋转的转子作用下高速混合，并在离心力作用下向壳体运动。在此过程中，混合物料受到离心力场的影响并被逐层的定子及转子高速剪切扰动，发生多次混合及再分布，分散的形态为极小液滴或极薄液膜，在体系反应温度为0℃，反应压力系统控制在0.37MPa的情况下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器出料口排出。

在此反应过程中，液化系统输入端盖的液烃在端盖内发生闪蒸，并通过定子空心柱销换热用于维持反应体系的低温环境，端盖内闪蒸换热后的气液混合物均返回液化系统。

烷基化反应器出料口排出的气液混合物，在反应分离罐中进入持液段，气相经罐顶气相出口排出，通过气相增压器输送至烷基化反应器进料口；持液段通过不同高度的出料口的阀门来控制液体在持液段的停留时间为5min，反应液通过反应循环泵实现持液段内部及持液段与烷基化反应器间的液体循环，且保证按进料循环比1：15的比例将反应液送回至烷基化反应器中。

反应液在经过填料段时，反应液中的部分烃发生气化，气化产生的气相经填料段上方的旁通管路送往气液分离器，气液分离器中上部的气相送往液化系统，经液化系统处理后返送回进料系统；气液分离器下部的液相回流至填料段下部，与通过填料段的液相共同落入分离段的中心降液管中。

落入分离段中心降液管的反应液在分离段底部发生液相分层后积蓄在中心降液管外侧，分层期间液烃气化的气相通过中心降液管上设有的升气孔进入填料段，与填料段气化的气相一同送往气液分离器；液相分层后液烃比重较轻位于分离段中部，酸比重较大位于分离段下部，分离段中部的液烃通过液烃出口送往聚结器进行进一步纯化分离，经过聚结器分离后得到的液烃为烷基化反应产品，聚结器下部的酸通过酸出口将酸返送回分离段下部的酸层；分离段底部的酸出口通过泵将酸送至烷基化反应器进料口。

该工艺得到的烷基化反应产品RON值为100.6。

实施例3

反应系统采用非循环的两级串联工艺，第一级采用95wt％的硫酸，第二级采用第一级分离器中分离得到的硫酸，其浓度约为93wt％。

进料系统采用体积浓度为30.77％的丙烷，61.53％的异丁烷及7.70％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸分别通过第一级烷基化反应器的各进料口，喷入烷基化反应器的腔体内，在高速旋转的转子作用下高速混合，并在离心力作用下向壳体运动。在此过程中，混合物料受到离心力场的影响并被逐层的定子及转子高速剪切扰动，发生多次混合及再分布，分散的形态为极小液滴或极薄液膜，在体系反应温度为0℃，反应压力系统控制在0.37MPa的情况下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器出料口排出。

烷基化反应器出料口排出的混合物，经过第一级反应分离罐后，下部的硫酸被送往第二级烷基化反应器的硫酸进料口，第一级反应分离罐输出的烃经聚结器提纯后得到的烷基化反应产品RON值为99.4。

第二级烷基化反应器及配套设备采用与第一级设备同样的操作工艺及条件，但第二级反应反应分离罐排出的硫酸作为废酸排出，第二级反应分离罐得到的烷基化反应产品的RON值为98.1。

实施例4

与实施例1反应操作条件相同，间接换热采用传统冷媒循环换热：

进料系统采用体积浓度为30.77％的丙烷，61.53％的异丁烷及7.70％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸分别通过烷基化反应器的进料口，喷入烷基化反应器的腔体内，在高速旋转的转子作用下高速混合，并在离心力作用下向壳体运动。在此过程中，混合物料受到离心力场的影响并被逐层的定子及转子高速剪切扰动，发生多次混合及再分布，分散的形态为极小液滴或极薄液膜，在体系反应温度为0℃，反应压力系统控制在0.37MPa的情况下，液滴或液膜中的部分烃发生闪蒸，带走反应热，闪蒸产生的气相与混合反应得到的混合物由烷基化反应器出料口排出。反应器端盖内采用低温盐水循环冷却，通过间接换热辅助稳定体系温度。

烷基化反应器出料口排出的气液混合物，在反应分离罐中进入持液段，气相经罐顶气相出口排出，通过气相增压器输送至烷基化反应器进料口；持液段最底部的出料口阀门打开，此时停留时间为0min，即采用非循环工艺，液体反应混合物直接通往填料段；

反应液在经过填料段时，反应液中的部分烃发生气化，气化产生的气相经填料段上方的旁通管路送往气液分离器，气液分离器中上部的气相送往液化系统，经液化系统处理后返送回进料系统；气液分离器下部的液相回流至填料段下部，与通过填料段的液相共同落入分离段的中心降液管中。

落入分离段中心降液管的反应液在分离段底部发生液相分层后积蓄在中心降液管外侧，分层期间液烃气化的气相通过中心降液管上设有的升气孔进入填料段，与填料段气化的气相一同送往气液分离器；液相分层后液烃比重较小位于分离段中部，酸比重较大位于分离段下部，分离段中部的液烃通过液烃出口送往聚结器进行进一步纯化分离，经过聚结器分离后得到的液烃为烷基化反应产品，聚结器下部的酸通过酸出口将酸返送回分离段下部的酸层；分离段底部的酸出口通过泵将酸送至烷基化反应器进料口。

烷基化反应产品的RON值为99.0。

实施例5

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为30.77％的丙烷，61.53％的异丁烷及7.70％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为10℃，反应压力为0.37MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为97.7。

实施例6

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与92wt％的硫酸在体系温度为30℃，反应压力为974.6KPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为93.7。

实施例7

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为95％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为99.5。

实施例8

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为95％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：15，持液段停留时间为30min时采出烷基化反应产品的RON值为100.5。

实施例9

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为95％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：1，持液段停留时间为30min时采出烷基化反应产品的RON值为99.5。

实施例10

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为37％的丙烷，56％的异丁烷及7％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比1.2：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为98.2。

实施例11

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为37％的丙烷，50％的异丁烷及13％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.8：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为97.8。

实施例12

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与92wt％的硫酸在体系温度为-10℃，反应压力为0.09MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为98.7。

实施例13

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与92wt％的硫酸在体系温度为30℃，反应压力为1.0MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为95.27。

实施例14

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为37％的丙烷，50％的异丁烷及13％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.15MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：8，持液段停留时间为12min时采出烷基化反应产品的RON值为99.6。

实施例15

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.8：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为-10℃，反应压力为0.09MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：8，持液段停留时间为12min时采出烷基化反应产品的RON值为99.2。

实施例16

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比0.8：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为30℃，反应压力为1.0MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：15，持液段停留时间为2min时采出烷基化反应产品的RON值为97.3。

实施例17

采用与实施例2相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为20％的丙烷，75％的异丁烷及5％的C3～C5烯烃的混合液，C3～C5烯烃组成同实施例1表1所示。保持酸烃比1.2：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为30℃，反应压力为1.0MPa的条件下进行闪蒸反应，进料循环比采用1：15，持液段停留时间为2min时采出烷基化反应产品的RON值为97.7。

实施例18

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为25％的丙烷，70％的异丁烷及5％的C3～C4烯烃的混合液，保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.37MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为99.5。其中C3～C4烯烃组成如下表3所示

表3

实施例19

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为25％的丙烷，70％的异丁烷及5％的C4烯烃的混合液，保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.37MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为99.7。其中C4烯烃组成如下表4所示，

表4

实施例20

采用与实施例1相同的工艺，操作条件为：进料系统采用体积浓度为25％的丙烷，70％的异丁烷及5％的C4～C5烯烃的混合液，保持酸烃比0.9：1的进料比例，与95wt％的硫酸在体系温度为0℃，反应压力为0.37MPa的条件下进行闪蒸反应，采出烷基化反应产品的RON值为98.9。其中C4～C5烯烃组成如下表5所示，

表5

由上述实施例可知，使用本发明的烷基化反应系统及其配套的烷基化反应工艺方法得到的产品RON值(即辛烷值)高达93.7以上，最高可达100.6。由此可以证明，通过本发明改进的烷基化反应器在离心力场闪蒸条件下进行烷基化反应，离心力场及闪蒸反应条件带来的高效微观混合和温度场均一大大降低烷基化反应中的副反应比例，并使得产品质量有显著改善。相较于常规液液反应体系中酸承担热传导，闪蒸原位取热使得反应进料的酸用量可以减少，其高效的分散混合效果也明显提高了反应物利用率。当采用烷基化反应系统串联生产方式时，可以达到梯级利用硫酸，同时灵活调节产品质量的目的。此外，利用丙烷闪蒸换热带走反应热，降低了制冷总能耗，同时丙烷的存在抑制了烷基化反应中的链断裂副反应，节能的同时有助于产品质量提高。

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所附的权利要求书的保护范围。

Claims (17)

1.一种烷基化反应工艺方法，其特征在于，包括以下步骤：

步骤1：将原料通过进料系统输入烷基化反应器，在定子及转子高速剪切扰动下，发生闪蒸，得到反应混合物；

步骤2：将步骤1得到的反应混合物输入反应分离罐中，进行酸烃分离；

步骤3：反应混合物中的气相产物经液化系统处理后返送回进料系统，分离得到的液烃送往聚结器进行进一步纯化分离，得到烷基化反应产品，分离得到的酸返送回烷基化反应器或外排；

其中，所述烷基化反应器的端盖分为上下双层空腔结构，换热介质输入端盖上层空腔，后进入定子；定子固定于端盖内侧，且为套管结构，其内管与端盖上层空腔连通，外管与端盖下层空腔连通；换热介质由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，用以维持反应体系的低温环境；

所述换热介质为液烃或除液烃外的传统冷媒，当所述换热介质为液烃时，液烃储存于液化系统，液化系统与烷基化反应器的端盖上层空腔连通，液化系统中的液烃，输入端盖的上层空腔，后进入定子，由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，液烃在烷基化反应器的端盖内发生闪蒸，用以维持反应体系的低温环境，液烃闪蒸后的气液混合物排出端盖并返回至液化系统。

2.根据权利要求1所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述烷基化反应器主要由端盖、壳体、定子、转子、传动系统及机械密封构成；所述壳体的底部与传动系统相连。

3.根据权利要求1所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述换热介质为除液烃外的传统冷媒，所述除液烃外的传统冷媒输入端盖的上层空腔，后进入定子，由定子的内管流至外管再输入端盖下层空腔，用以维持反应体系的低温环境。

4.根据权利要求2所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述定子成圆周均匀分布于端盖内侧；所述转子由转子座与多层同心环或均布在多层同心圆上的柱销构成，同心环在圆周上设有流体通道，转子座与传动系统的转轴相连；所述定子与转子位置相对，且错位布置。

5.根据权利要求1所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述反应分离罐自上至下设有持液段、填料段及分离段。

6.根据权利要求5所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述反应分离罐罐顶设有气相出口，并通过气相增压器与烷基化反应器进料口相连；持液段上部设有进料口与烷基化反应器的出料口相连，持液段内部设有中心升气管，持液段一侧中部和下部设有循环进口和循环出口，循环出口通过反应循环泵后分为两路，一路返回循环进口，另一路与烷基化反应器的进料口相连并提供循环液至烷基化反应器，持液段另一侧自底部起设有不同高度的出料孔，分别通过管路受阀控制并通往填料段上部的液体分布器。

7.根据权利要求6所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述烷基化反应器中原料与循环液的体积比为1：1～1：15。

8.根据权利要求6所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述填料段上部的液体分布器与填料之间设有旁通管路并与气液分离器入口相连，气液分离器气相出口连接液化系统，气液分离器液相出口与填料段下部的入口连通，填料段中部设有填料层。

9.根据权利要求5所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述分离段上部与填料段下部连通，分离段设有中心降液管，反应混合液通过重力沉降后烃酸分层积蓄在降液管外侧；分离段中部烃层设有液烃出口与聚结器相连，聚结器下部酸出口返回分离段下部酸层，聚结器上部烃出口将最终烃产物输出；分离段底部设有酸出口，将废酸排出或送回烷基化反应器进料口循环利用。

10.根据权利要求1所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述原料为丙烷、异丁烷和C3～C5烯烃的混合液，以及硫酸。

11.根据权利要求10所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述丙烷占混合液的体积浓度为0% ~ 37%；异丁烷占混合液的体积浓度为50% ~ 95%；酸与混合液的体积比为0.8：1～1.2：1。

12.根据权利要求11所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述丙烷占混合液的体积浓度为0% ~ 15%。

13.根据权利要求1所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述烷基化反应器中反应温度为-10℃～30℃，反应压力为0.09 MPa ~ 1.0MPa。

14.根据权利要求5所述的烷基化反应工艺方法，其特征在于，所述持液段液体停留时间为0min ～30min。

15.一种用于完成权利要求1-14任一所述的烷基化反应工艺方法的烷基化反应系统，其特征在于，所述烷基化反应系统主要包含进料系统、烷基化反应器、反应分离罐、气相增压器、气液分离器、聚结器、反应循环泵、液化系统、压力控制系统；所述进料系统与烷基化反应器进料口连接，所述烷基化反应器的出料口与反应分离罐连接，所述反应分离罐的循环出口与烷基化反应器的进料口连接，所述液化系统与烷基化反应器的端盖进口、端盖出口以及进料系统均连通。

16.根据权利要求15所述的烷基化反应系统，其特征在于，所述反应系统数量为多个，且串联操作使用；所述串联操作是指将处于上一级反应分离罐中排出的硫酸不再返回本级的进料系统，而是作为下一级的硫酸原料。

17.根据权利要求16所述的烷基化反应系统，其特征在于，所述反应系统最后一级的反应分离罐底部的酸被排出体系，第一级产品烃的辛烷值最高，最后一级产品烃的辛烷值最低。

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