CN88101685A - 一种在反应区中采用大沸腾表面热交换器来改进烷基化方法 - Google Patents

Abstract

本发明是关于包含流出物致冷的烷基化方法的改进，其中在烷基化反应区内使用了大沸腾表面的热交换器以使反应在最佳温度下和正的压缩机空吸压力下进行。

Description

本发明是关于异链烷烃和链烯烃在酸催化剂存在下烷基化的方法，该方法包括使用流出物致冷。更具体地说，本发明是关于在反应过程中增大冷却器管道内侧的沸腾表面。

石油精制工业中的烷基化包括异链烷烃和链烯烃的化学反应，典型的是异丁烷和异丁烯在催化剂如硫酸或氢氟酸存在下进行反应而生成C₈支链烃如三甲基戊烷（异辛烷）。这些具有较高分子量的“烷基化物”能改善汽车用汽油的抗爆性质。目前无铅燃料使用量的增加明显地提高了烷基化方法在精制工业中的重要性。

烷基化在工业上的应用已有50多年。在异丁烷和异丁烯供应便利时，烷基化方法与其他的辛烷生产方法相比较是不相上下的。

今天，通常有四种不同的烷基化方法：硫酸-自冷，硫酸-流出物致冷，氢氟酸-定时缶，氢氟酸-管式反应器，这四种方法中只有硫酸-流出物致冷方法用热交换器中的冷却沸腾耒冷却反应区。本发明的重要目的就是改进这种类型的烷基化方法。相关的专利文献有美国2，664，452、2，906，796和2，949，494号专利。它们描述了上述烷基化技术，并在此将其结合在一起作为参考文献。

异丁烷和异丁烯的重要化学反应是在浓硫酸存在下，40～55°F温度下按下面的化学式进行。

通常在该反应中，浓硫酸在反应区除了与新鲜的和再循环的异丁烷混合之外还与含有烯烃组分如丙烯和丁二烯以及丙烷和丁烷的裂解气相混合，其中硫酸大约占有40%（体积）的量。由于该流体是不互溶的，所以其中的C₄馏分漂浮在酸上。当反应器剧烈地被搅拌时，烃类被分散成极细的小液滴，由此形成乳液将会提高反应的速率。在45°F和70帕斯卡条件下，1小时后得到了大约15%至20%的烷基化物。

温度在烷基化反应中是一决定性的变量。温度越低，异丁烷自身烷基化或酸生成烷基硫酸酯的付反应趋势就越小。

因此，反应在较低温度下进行就能有好的转化率并能得到较好质量的烷基化物，通常反应温度的下限为35°F，该下限是由于酸在此温度下的高粘度和为除去反应中放出的热量而致冷所需的成本决定的。

由于温度在烷基化反应中是如此的重要，鉴于烷基化是一放热反应，因此在反应中必须连续地除去反应热以保持所需的反应温度。为做到这一点，硫酸-流出物致冷的烷基化技术包含有连续地将耒自反应器的流出物送入分离器（在反应进行的同时）以使流出物分离成烃相和酸催化剂相，然后烃相被减压以降低它的温度。这样，该冷却流含有流体和由减压产生的闪蒸蒸汽，该冷却流通过热交换器间接地流经反应区以此除去反应热，典型的是，冷却烃烃流通过在反应区中所设的U型管束冷却器。由于反应热传入到冷却器中，致使更多的液烃在冷却管内蒸发。

在烃流中大量由反应热产生的蒸汽在吸入口分离器中与冷却流的液体分离。液体进入分离工序，而蒸汽流经压缩机和冷凝器再生成液相，该液相经过节流进入中间闪蒸器，闪蒸器的压力与吸入口分离器的压力相同，两者压力是由压缩机上的空吸压力耒控制的，闪蒸生成的蒸汽被循环到压缩机中，而液相（现有技术中通常被称为流出物冷剂，它主要含有异丁烷）被循环回到反应区用耒辅助冷却反应区。

烷基化反应最理想的是在最佳温度范围40～45°F下进行，大多数工业设备通常在较高的温度50°F下进行它们的烷基化反应，由于经济和安全上的原因，反应同样也可以在55°F或更高的温度下进行。

更具体的可以参照传热公式：

Q＝U_XA_X（^T反应-^T沸腾流体）

其中Q为反应产生的热，单位为英制热单位/小时，U是总的传热系数，单位为〔（英制热单位/小时）/英尺²°F〕，A为冷却器的表面积（英尺²），^T反应器为反应温度，^T沸腾流体为冷却剂烃相的平均温度，可以看到对于产生的热量，主要有四个基本的参数，理论上可改变这些参数以提供必须的传热。

所有这些参数在现有技术中，增加冷却器的表面积是最昂贵的选择，通常认为冷却器/反应器设备实际设计的问题是“接触器”，因为如果需要更大的冷却器表面积就必需提供多个这种接触器，除了提供这种附加的接触器需要大量的投资外，还存在多个因素扩大了这一手段的缺点，第一是每个附加接触器都必须使每个反应区内增加一个搅拌器，这种将机械能加入到反应区内使系统热负荷增加是不理想的。当然为操作这些接触器也增加了成本的消耗，第二当使用多个接触器时，典型的是并联使用，反应器的空间速度就会降低，这样增加了高沸点成分如烷基化物的产生，以致使反应流出物的沸点得到了不希望的提高，并降低了对热交换器有用的温差。最后由于冷却器流体必须流经多个接触器所以它的管内流速就会降低，同时也就伴随着内部管道传热系数的降低，总的传热系数也会因此而降低。从上述所有因素最后的结果耒看，增加冷却器表面积不是最可取的选择。

另一选择是降低沸液即流经冷却器的流体的温度以提供较大的热交换所需的温度梯度，但这一手段也太不利了，如上所述沸腾流体是由耒自酸分离器的分离所得的烃相在减压下部分闪蒸而得到的，上述减压是由压缩机的空吸压力控制的，其中沸腾流体中的烃蒸发后最终通过压缩机。进入冷却器管束的沸腾流体的温度是由压缩机的空吸压力控制的，通过降低空吸压力使沸腾流体的温度相应的降低。这一点对于本技术领域内的熟练技术人员耒说是容易理解的。可是为使沸腾流体的温度低至足以建立足够的温度梯度，则压缩机的空吸压力将必须在不利的半真空下操作。例如系统在大约52°F的反应温度下操作，而沸腾流体在25°F和17磅/英寸²空吸压力下进入冷却器为了将反应温度降到42°F，冷却器温度就必须降为15°F，那么压缩机的压力就应为13磅/英寸²即低于大气压力。另外，由于较低的沸腾流体温度和压力会导致蒸汽密度的降低，这样对于相同量的蒸汽就需要消耗更多的压缩机能量。

因此，试图通过降低沸腾流体的温度耒调节系统的热量将会增加能量的消耗或需要容量更大的压缩机，而且最重要的是这将使压缩机在真空的空吸压力下操作。这一条件会导致空气渗漏进入系统中并且存在烃中氧含量上升的潜在危险。

不能通过简单地提高反应温度耒加大温度梯度，在传热公式中另一唯一可变化的是U总传热系数，本领域的熟练技术人员都清楚地知道，总传热系数是由与反应乳液相连的管道外部的各液体的传热膜系数和连接沸腾流体的管道内部的各沸腾传热膜系数结合耒决定。

由于乳液的性质，测量和/或计算冷却器外部的乳液的传热系数十分困难，而通过利用所建立的关系，计算管道内沸腾一侧的传热系数是可能的，基于实际的操作系统中建立的关系可计算出在这种烷基化反应中总传热系数为50～60（英制热单位/英尺²°F），在沸腾流体的传热系数计算之后，可以得出冷却器乳液侧的传热系数，例如，可参照Chen.J.C“工业和工程化学，方法设计和发展”VOI.5，NO.3，PP，322（1966），在管中的膜系数计算方法。

根据本领域的熟练技术人员通常所知道的，影响总传热系数的决定因素是冷却器外侧的乳液传热系数，根据以上描述的计算，乳液侧的传热系数通常小于管内沸腾侧的传热系数。因此，如果本领域内熟练的技术人员试图提高总传热系数，他就会通过提高乳液侧的传热系数耒实现。

但是，由于乳液的性质，在现有技术中通常从耒不采用改变管道的外表面耒提高外表面的传热系数。这样，提高传热系数的普通方法是在管道的外壁上增加散热片，可是这样扩大表面积容易被酸腐蚀、积垢和阻塞，引起流体的流速降低，其结果是本领域内熟练的技术人员不会把改变总传热系数作为改善热交换的手段。

综上所述，本领域内的熟练的技术人员已经知道，为了使热交换具有必须的温度梯度，实质上只有选择在高于所希望的温度下或者将压缩机空吸压力控制在尽可能低的甚至在真空条件下进行烷基化反应。因此现有技术中存在有改进烷基化方法的必要，特别是应使该反应在不需要真空下的压缩机空吸压力情况下就能在最佳的温度下进行。

本申请在硫酸一流出物致冷的烷基化方法方面提出了一种改进方法，它能消除或实质上减少上面所述的缺点。

更具体地说，本发明的优点是在不改变流速和冷却器热交换表面积的情况下使烷基化反应在低于50°F，优选的为40°～45°F的温度和压缩机空吸压力高于大气压的条件下进行反应。事实上，本发明的结果表明对于给定的表面积和温度梯度，冷却器的效率有所增加，对于给定的容量和传热面积，反应器的温度可以降低和/或沸腾流体的温度可以提高，这样就提高了压缩机的效率或降低了它的能量消耗。

尤其是本发明的优点是可以通过使用一种在管道内侧具有多孔沸腾表面的大沸腾表面冷却器管耒实现。这种大沸腾表面管已为人们所熟知，它是“联合碳化物公司，Dunburg    Connecticut”制造的产品，商品名称为High    Flux管。

相当惊人和出乎意料之外的是本发明不同于现有技术中存在的观点，认为决定冷却器传热系数的因素的烃沸腾实际上是发生在管道内侧而不是通常人们观察并进行控制的管道外侧，因此，通过在管道内部提供大的沸腾表面，可使总传热系数惊人地增加2～2.5倍以致于增加了冷却器从反应区中除去反应热的能力。

这种大沸腾表面热交换管在下列专利：US3，384，154、3，821，018、4，064，914、4，060，125、3，906，604、4，216，826和3，454，081（所有这些专利文献在此只供参考）中有所论述，在本领域内的熟练技术人员都熟知这种大沸腾表面管可以用各种不同的方法耒制造，这种管可以包括对管进行机械加工而制得的沿着管表面分布的环形成螺线形空穴，也可在管道表面上安装散热片，还可以在管道上装肋板，刻凹槽和安装多孔层等等。

通常，更有效的是那些在管道内侧具有多孔层的大沸腾表面管。本领域内熟练的技术人员都熟知这种管道可以用多种不同的方法耒制造。其中之一如US4，064，914所描述的，将多孔沸腾层连结到热导壁的一侧。这种多孔沸腾层是由热导颗粒制成的，该热导颗粒互相连接一起形成与毛细管相同的孔，其半径约小于6密耳，优选的约小于4.5密耳。这里所使用的短语“相同的孔半径”是根据孔径的平均尺寸耒定义具有各种不同的孔尺寸和非均匀分布孔的多孔沸腾表面层的。这种具有多孔沸腾层的大沸腾表面管是由“联合碳化物公司Danburg    CT”制造的，它的商品名为High    Flux管。

由于多孔表面层的基本特征是毛细管尺寸的相互连接的孔，其中有些孔是与外表面相连通的，所以将要加热沸腾的液体通过外孔和表面下相互连接的孔进入空穴中，通过由金属制成的空穴壁耒加热，至少有部分液体在空穴中蒸发，其结果是在空穴壁生成了许多气泡，一部分汽泡最终经外孔从空穴中冒出，然后上升通过多孔层上面的液膜释放进入液面上面的气体空间。其他从相互连接的孔中进入空穴的液流同样经历上述各过程。

通过使用这种具有多孔沸腾层的大沸腾表面管，使管中沸腾液的沸腾传热膜系数提高了10倍，典型的可以达到（1000英制热单位/小时）/（英尺²°F）或更多，这是由于离开管道金属表面的热量在接触到气-液表面的产生汽化之前不再通过相当大的液层。在多孔层中，由于热量生成许多汽泡，热量要到到达汽-液界面只需通过厚度相当小的薄液层就行，由于封闭孔的微小的直径，液体的蒸发都完全发生在孔内。

当使用多孔层的大沸腾表面时，沸腾传热膜系数一般地可提高四倍或更多，数值至少约为400（英制热单位/小时）/（英尺²°F）。

大沸腾表面管道的使用不仅提高了总传热系数，而且还提高了冷却器的效率，此外还有其更多的优点。

首先，使用大沸腾表面管道可使冷却器中的沸腾液体达到较高的温度，通常在给定的反应温度下沸腾的液体的温度可以上升9°～12°F，并使沸腾流体和反应混合物之间的温度梯度达到10～20°F，优选的为10°～15°F，沸腾流体温度的上升也能引起它压力的上升，因此，这样就降低了压缩机的能量消耗，通常沸腾流体温度上升10度，压缩机的能量消耗就降低12%。最后，沸腾流体压力的上升能使压缩机吸入口在高于大气压力下，优选的是0～7磅/英寸²，最好的是在2-4磅/英寸²操作。

当一部分多余的传热能力被用耒提高沸腾流体的温度使压缩机的空吸压力高于大气压力时，通常仍然有一些传热能力未能被充分地利用，这样多余的冷却能量可全部被用于将反应温度冷却到最佳温度，或保持反应温度恒定不变，也可用耒提高反应物的选择速度以产生更多的烷基化产物。因此，多余的冷却能量被用于上述两者之一即降低反应温度和提高系统的生产能力。

通过提高总传热系数，可使反应在最佳的温度下进行。反应温度对烷基化物质量的影响是相当明显的。反应温度降低10°F，烷基化物的辛烷值（RON）就增加了0.5～0.72，另外，较低的温度也减少了酸的消耗，反应温度每降低10°F生产一加仑烷基化产物就减少硫酸消耗0.08磅。再者，降低反应温度将会减少付反应而提高烷基化产物的数量和质量。通常反应温度可降低到50°F以下，优选的为40°～45°F。

虽然反应温度相当重要，但是多次提高产物的生产能力也是很重要的提高总传热系数和提高沸腾流体的温度和压力其结果可使冷却一压缩机系统的效率至少提高了10%，这样，在压缩机能量不变的情况下，高温蒸汽进入压缩机使蒸汽密度上升，结果是按重量计算有更多的蒸汽被压缩和冷凝，改善了冷却器的效率。通过控制压缩机最大的空吸压力，典型的为6磅/英寸²和反应的最高温度约55～58°F进行烷基化反应可使系统的效率提高约15～20%。

图1为本发明实施例的流程示意图，展示了在接触器中使用了大面积冷却器管的酸-流出物致冷的烷基化过程。

图2是用于图1接触器中的冷却器管道之一的横截面。

参照图1，其中1为装有端部开口的循环管2的反应器外壳，循环管的一端是螺旋浆或泵的叶轮3，在循环管道内部是由管束4组成的冷却器，管束4内部具有大沸腾表面，管束的分流头5封入反应器的一端。叶轮安装在轴6上，它可通过减速器7用适当的手段如电机或如图8所示的蒸汽透平耒驱动。

反应器中的循环是由叶轮通过反应器外壳和循环管2之间的环形空间，经过冷却管4然后回到叶轮耒进行的。

烯烃和异烯烃如异丁烷，分别通过管线9和10引入系统中，它们在流经热交换器12之前，在进料管线11中会合，回流的异丁烷通过管线13被送入加料管线14中，新加入的酸如硫酸通过管线15加入到反应器中。耒自分离器16的循环酸通过管线17回到反应器。通过管线9和10加入的烃与通过管线13加入的循环异丁烷混合并在反应器中与由管线15、17和18加入的酸催化剂相混合。

异链烷烃和烯烃的烷基化是在反应器1中发生的，反应中混合物由叶轮3快速的循环和充分地搅拌以确保烃混合物与酸催化剂完全充分地混合。烃和酸的混合物由反应器通过管线19被送入酸分离器16，而被分离成富酸相和烃相。酸相通过管线17被循环送入反应器中叶轮3泵一侧的吸入端，在分离器中一部分经分离后的酸通过废酸排放管线20排出，以保持系统中酸和反应物适当的平衡和比例。

经分离器分离后的烃相通过管线21从分离器的顶端排出，这些烃在节流阀22处减压，然后在该处形成的液/汽混合物立即经管线23被送入反应器的分流头5，分流头5由隔板5a隔开，使冷却剂经过热交换器或大表面管束4后进入分流头的对边并经管线24流出。反应温度通常低于50°F，优选的为40°F～50°F，最好的为40～45°F。

在阀22处，流出物中烃相的压力降低到0～10磅/英寸²，优选的为2～4磅/英寸²，使流出物中大量的轻组分蒸发并使该烃流出物混合物完全冷却。根据反应器管束4中产生的压力，可通过降低压力使烃流出物相的温度下降到15°～25°F。冷却后的流出物是液体和蒸汽的混合物，当它通过反应器的大表面冷却管道时，由间接热交换吸收了烷基化反应所放出的热量，结果使流出物中更多的轻组分蒸发。

离开反应器的冷却管道4，部分蒸发的流出物通过管线24从循环头的对边进入吸入口分离器25，其中的蒸汽和液体相分离，液位调节是通过控制阀27耒调节从吸入口分离器经管线28排出的液体耒进行的。液体由泵29经管线30送回热交换器12与进行热交换，液体经管道31进入如图32所示的中和与分离步骤。

从吸入口分离器25中的流出物分离出耒的蒸汽经管线33送入压缩机34，从压缩机34经管线35送入冷却器36，它们在那里全部冷凝。耒自冷凝器的部分冷凝物经管线37和38进入异丁烷闪蒸器39，闪蒸器39在与吸入口分离器25相同的压力下操作，两者压力均由压缩机上的空吸压力耒控制，根据本发明，闪蒸器39是在高于大气压力和等于通过阀22的烃相压力下进行操作的。在管线37中有一个减压阀40，它控制着冷凝器36的背压以使烃能够全部冷凝，液态的烃通过阀40减压其中有一部分蒸发，烃在进入闪蒸器39之前冷却。

当进料中有丙烷时，一部分经管线37排出的冷凝物通过管线41送入分馏段32的丙烷脱除器。脱丙烷后，回到系统中并经管线42，减压阀43和管线37及38进入异丁烷闪蒸器39。管线42上的背压阀43作用与上述减压阀40相同。

液态烃从吸入口分离器25排出后送入分馏段被分离成丙烷流、正丁烷、轻质烷基化物和烷基化物的残留物。产物流分别经管线44、45、46和47从系统中排出，从脱异丁烷塔的塔顶排出的异丁烷流经管线48，减压阀49和管线38进入异丁烷闪蒸器，然后被直接送入反应器1的反应区。新鲜异丁烷是经管线10进入系统或经过与管线38相连接的管线50送入异丁烷闪蒸器而进入系统。所有进入异丁烷分离器39的流需经过由压缩机的空吸压力控制的减压并由此而自冷。经自冷后从异丁烷闪蒸器中放出的蒸汽通过管线51进入压缩机，从异丁烷闪蒸器中排出的液体（主要是异丁烷）经管线52直接进入泵53，然后，再经管线13和14进入反应器。

图2表示了大表面冷却管的截面，其中外表面100与反应混合物接触，含有优选的大表面多孔层的内表面110与沸腾流体相接触。

用于烷基化反应器的优选的大表面管的直径为0.75～1.25英寸，其中1英寸最普通。管壁厚度为0.08～0.15英寸，优选的为0.10。虽然管材可包括任何热导性材料，但一般情况下使用钢铁或不锈钢合金，优选的材料是普通的碳钢。

实施例

在两种反应条件下比较硫酸烷基化反应，一种是使用了装有High    Flux管的接触器组。而另一种是使用了普通管。在该实施例中，以每天工作周期生产10，000桶（BPSD）为例，其设备中使用了四个并联操作的接触器和二个分离器，每个分离器由两个接触器供料，烯烃和异丁烷进料总量为66，000BPSD，致冷压缩机（大约为6000马力）空吸压力固定在17帕斯卡以避免真空操作。

比较详细的内容如表1所示。四个接触器的容量为13000加仑，冷却器管束的热交换表面积为8500英尺²，每个酸分离器的容量为92000加仑，乳液内循环的高速度是由总能量消耗为1200马力的叶轮耒维持的。反应的总热量（包括传给流体）为41百万英制热单位/小时，从分离器出耒的烃经节流减压后加入到冷却器的沸腾侧，以除去反应热，当沸腾流的流量为540，000磅/小时，大约有50%的烃蒸发。沸腾流含有约18%C₈烷基化物，入口温度为25°F，出口温度为35°F，为了保持足够的温度差以使反应热得到交换。根据总传热系数，当使用High Flux管时，其值为100（英制热单位/小时）/（英寸²°F，使用普通管束时为50（英制热单位/小时）/（英尺²°F），反应器的温度必须分别保持在43°F和55°F。

从表1中可以看出，使用High    Flux管束，由于反应器温度低，相应的辛烷值（RON）就上升了0.7点，在实施例中对每BPSD的烷基化产物，反应器的容量在工业上实际应用中为4～4.5加仑。

表1中的第3种情况是通过加入更多的接触器试图降低反应温度的结果，由于使用High Flux管的总传热系数是使用普通管的总传热系数的二倍，如果要将反应器的温度降低到43°F，普通管接触器的数目是使用High Flux管的接触器的二倍，事实上考虑到其他各个附加因素所需表面积甚至要增加二倍以上。第一因素是从叶轮进入循环流的1200马力机械能，该机械能必须被除去。这使热负荷增加到44百万英制热单位/小时。因为沸腾流是固定的，必须有更多的沸腾流蒸发使出口温度上升。第二因素是反应器空间速度降低了提高转化率或C₈烷基化物的收率和混合物的沸腾温度和趋势。第三因素是流量为540000磅/小时的全部沸腾流被分布在八个或更多的管束上而不是四个，这至少使管间速度下降一半，也就是降低了管间传热系数。很显然，最终结果必须要投入二个以上的反应器，这在现有技术中是不可行的。

表1

使用了HIGH·Flux改进的

10000BPSD烷基化方法的实施例

实施例1    实施例2    实施例3

在实施例1

温度下的普

ITEM    HIGH    FLUX    普通管    通管式反应器    对实施例3的评价

烷基化物产量BPSD    10，000    10，000    10，000    不变

总进料流量BPSD    66，000    66，000    66，000    不变

并联冷却器的数目    4    4    8+    高

每一冷却器的容量（加仑）    13，000    13，000    13，000    不变

冷却器的热交换

表面织（英尺²） 8，500 8，500 8，500 不变

酸分离器数目    2    2    4    二倍

分离器的容量（加仑）    92，000    92，000    92，000    不变

空间速度，BPSD进料

/反应器容量    53    53    26    相同

（42加仑/bbl）

（66，000）/（13，000）

x（no.冷却器）

烷基化物在沸腾进料    18    18    20%+    由于空间

中的含量%    速度降低

进入沸腾侧的总流量

＃/小时    540，000    540，000    540，000    不变

沸腾侧的蒸发量    50    50    约60+    增加，由于

热负荷增加

D-15594

表1（续）

使用了HIGH·Flux改进的

10000BPSD烷基化方法的实施例

实施例1    实施例2    实施例3

在实施例1

温度下的普通    对实施例3

ITEM    HIGH    FLUX    普通管    管式反应器）    的评价不变

接触器总热负荷

MMBTU    41.0    41.0    44+    负荷增加

（由于增加

了搅拌能）

搅拌能（总）（马力）    1，200    1，200    2，400+    增加（由于

反应器搅拌

能的增加）

沸腾流体入口温度°F    25    25    28+    增加（由于

烷基化物

增加）

沸腾流体出口温度°F    35    35    40+    增加（由于

烷基化物蒸

汽量的增加）

压缩机空吸压力（帕斯卡）    17    17    17    避免在真

空下操作

反应器温度°F    43    55    43    不可行

平均温度ΔT°F    12.3    24.6    ＜12°    降低（由于烷

基化物与蒸汽

含量的增加）

D-15594

表1（续）

使用了HIGH·Flux改进的

10000BPSD烷基化方法的实施例

实施例1    实施例2    实施例3

在实施例1

温度下的普通    对实施例3

ITEM    HIGH    FLUX    普通管    管式反应器）    的评价不变

总传热系数（设计）    98    49    ＜49    由于降低了

冷却器中沸腾

流体的流量

相应增加的辛烷值    0.72    0    0.72    只有当反应器

温度为43°F时

使用的反应器容量/BPSD    5.2    5.2    10.4+    至少二倍

工业上实际应用的

反应器容量/BPSD    4.0-4.5    4.0-4.5

反应器表面积/比率

英尺²/BPSD 3.4 3.4 6.8+

停留时间    1，630    1，630    3，260+

Claims (17)

1、一种在酸催化剂存在下异链烷烃和烯烃进行烷基化反应的方法，它包括异链烷烃和烯烃在酸催化剂存在下，在反应区中进行反应生成烷基化物，将含有酸催化剂的烃混合物作为流出物从所说的反应区中排出，在第一分离区将流出物分离成酸相和烃相，将烃相减压使其冷却并蒸发其中的挥发烃，经冷却后的烃相直接被送入热交换器与反应区中烃和催化剂的混合物进行热交换以除去反应热并且使烃相中的挥发烃进一步蒸发，在第二分离区中将烃相中的液体部分与蒸汽部分相分离，分馏烃相的液体部分以除去烷基化物，将上述第二分离区中分离出来的蒸汽部分送入压缩机和冷凝器以使该蒸汽压缩冷凝成液态；将得到的汽相减压使其冷却并使挥发烃蒸发生成异链烷烃液相和挥发烃气相，在第三分离区将冷却后的异链烷烃液相和挥发烃气相分离，将分离后的冷却异链烷烃液相作为反应物加入到反应区中，该方法的改进之处包括：

(a)所说的压缩机是在高于大气压力的空吸压力下操作，该空吸压力与第二及第三分离区的压力相同；

(b)反应在低于50°F的反应区中进行；

(c)提供的热交换设备具有一导热性的壁，在进行冷却烃相与反应混合物间接热交换的壁的一侧有一大沸腾表面，其中在间接热交换中冷却烃相与所说的大沸腾表面相接触。

2、根据权利要求1所说的方法，其中大沸腾表面为多孔沸腾层。

3、根据权利要求2所说的方法，其中多孔沸腾层是由导热性颗粒粘接在一起形成的相同半径为小于6.0密耳毛细管尺寸的相互连接的孔。

4、根据权利要求2所说的方法，其中多孔沸腾层是由壁表面经过机械加工而制成的。

5、根据权利要求1所说的方法，其中大沸腾表面提供的沸腾膜传热系数为大于400（英制热单位/小时）（英尺²°F）。

6、根据权利要求2所说的方法，其中多孔沸腾层提供的沸腾膜传热系数大于1000（英制热单位/小时）（英尺²°F）。

7、根据权利要求1所说的方法，其中压缩机的空吸压力为0-7磅/英寸²。

8、根据权利要求7所说的方法，其中压缩机的空吸压力为2～4磅/英寸²。

9、根据权利要求1所说的方法，其中反应温度为40°～45°F

10、根据权利要求1所说的方法，其中在间接传热中冷却烃相和反应混合物的温度差为10～20°F。

11、根据权利要求10所说的方法，其中温度差为10～15°F。

12、一种在酸催化剂存在下异烷烃和烯烃的烷基化反应，它包括异链烷烃和烯烃在酸催化剂存在下在第一反应温度下的反应区内进行反应生成烷基化物，将会有酸催化剂的烃混合物作为流出物从所说的反应区中排出，在第一分离区将所说的流出物分离成酸相和烃相，烃相减压并使其中的挥发烃蒸发，将冷却烃相直接与反应区中的烃和催化剂的反应混合物进行热交换以除去反应热并使烃相中的挥发烃进一步蒸发，在第二分离区将烃相的液体部分与汽相部分相分离，烃相的液体部分经分馏除去烷基化物，在所说的第二分离器中分离出耒的汽相物质经过压缩机和冷凝器被压缩冷凝成液相，将得到的该液相减压冷却并使挥发烃蒸发最后生成异链烷烃液相和挥发烃汽相，在第三分离区中将冷却异链烷烃液相与挥发烃汽相分离，将分离后的冷却异链烷烃液相作为反应物加入到反应区中，其中异链烷烃和烯烃是以每平方英寸的间接热交换表面积的桶/小时为单位的第一混合进料速度加入到反应区的，改进部分包括：

（a）、提供的热交换设备具有一导热性的壁，在进行冷却烃相与反应混合物间接热交换的壁的一侧有一大沸腾表面，其中在间接热交换中冷却烃相与所说的大沸腾表面相接触。

（b）、所说的压缩机是在高于大气压力的空吸压力下操作，该空吸压力与第二和第三分离区的压力相同;

（c）、在等于或低于所说的第一反应温度的反应温度下，将异烷烃和烯烃混合进料的速度提高至少等于第一区进料速度的10%。

13、根据权利要求12所说的方法，其中的大沸腾表面是多孔沸腾层。

14、根据权利要求13所说的方法，其中的多孔沸腾层是由热导性颗粒粘结而成的相同半径小于约6.0密耳毛细管尺寸的相互连接的孔。

15、根据权利要求13所说的方法，其中多孔沸腾层由壁表面经机械加工而制成的。

16、根据权利要求12所说的方法，其中大沸腾表面提供的沸腾膜传热系数大于400（英制热单位/小时）（英尺²°F）。

17、根据权利要求13所说的方法，其中多孔沸腾层提供的沸腾传热系数大于1000（英制热单位/小时）（英尺²°F）。

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