一种由烷烃和烯烃进行烷基化的方法与流程

本发明涉及一种从小分子烃类制取大分子烃类的方法，具体涉及一种由烷烃和烯烃进行烷基化的方法。
背景技术：
：随着经济发展，交通运输发展很快，车辆尾气的排放是空气污染的主要来源之一，提高汽油质量已刻不容缓。加入环保的汽油调和组分，是改善汽油品质的有效方法之一。异丁烷与烯烃烷基化反应产生的烷基化油就是一种燃烧清洁的汽油调和油，其辛烷值高、reid蒸汽压低，是汽油的最佳调和组分之一，可减轻环境污染，满足严格的环保法要求。但目前生产烷基化油仍采用50年前传统的烷基化工艺，即硫酸法和氢氟酸法，这些烷基化装置存在废硫酸回收和hf腐蚀挥发等严重污染环境的问题。因此，各国投入大量的人力和财力进行研究，开发新一代无污染的固体酸烷基化催化剂，以取代目前使用的h2so4和hf液体强酸催化剂。固体酸烷基化工艺面临的最主要的问题是催化剂在反应过程中会快速失活，积炭前身物覆盖在催化剂活性中心上，从而使催化剂的活性下降，选择性变差，汽油产品质量下降。为了减缓催化剂的失活速率，人们围绕催化材料、反应条件及工艺方案的改进做了不少工作。美国专利us5672798公开了一种催化剂连续再生式的固体酸烷基化工艺。液相反应物流与再生催化剂在提升管反应区内由下至上移动并发生烷基化反应，待生催化剂与反应物流经过沉降分离后，大部分进入缓和再生系统与溶解有氢气的饱和烃接触再生，小部分进入苛刻再生系统，在高温气相条件下与氢气接触再生，催化剂上的积炭前身物由于加氢反应的发生而从催化剂表面脱离，使催化剂的活性得以恢复，再生催化剂返回反应系统循环使用。美国专利us5986158公开了一种固体酸烷基化方法，该方法中反应器内的催化剂在烷基化反应和缓和再生两种操作模式之间频繁切换，缓和再生是用溶解有氢气的饱和烃与催化剂接触，当进行多次缓和再生后，催化剂再在高温气相条件下与氢气接触进行苛刻再生。在反应与再生操作模式切换的过程中，需要用物流对催化剂床层进行冲洗，以防止氢气与反应物料中的烯烃发生反应，影响炕基化汽油的收率。中国专利cn104557393a公开了一种提高催化剂稳定性和寿命的烷基化方法，是在固体酸催化剂存在以及烷基化反应条件下使可烷基化物与烷基化剂接触进行烷基化反应，其特征在于，该方法还包括使所说的固体酸催化剂在烷基化反应之前进行临氢预处理的步骤。该方法可提高催化剂在异丁烷/丁烯烷基化反应中稳定性和寿命，操作简单方便，成本低廉。中国专利cn103611571a公开了一种用于丁烷与丁烯烷基化的纳米孔树脂固体酸的制备方法，采用纳米无机固体材料作为致孔载体，通过改性处理的无机材料与苯乙烯进行悬浮聚合反应，将纳米无机载体作为致孔硬模板剂直接掺入高分子树脂中，然后在酸性溶液中反应溶解去除无机材料模板剂，从而高分子苯乙烯树脂中形成纳米孔道，再进行磺化反应实现酸功能化，而制得的纳米孔树脂固体酸，可作为催化剂用于异丁烷与丁烯烷基化反应中。本发明技术主要解决了以往树脂固体酸的孔体积与比表面积小、孔表面酸量较小，以及作为固体酸的反应活性与选择性较低的问题；本发明方法制备的固体酸催化剂的孔体积与比表面积大、酸性强，作为固体酸催化剂应用于丁烷与丁烯烷基化合成烷基化油的催化反应中，结果显示了该催化剂能显著提高烷基化反应的丁烯转化率与烷基化油选择性。美国专利us5489732和us5672798公开了一种固体酸烷基化工艺，该工艺烃类在流化床提升管反应器与固体催化剂接触进行烷基化反应，固体催化剂与氢气接触再生，烷基化过程和再生过程分别进行。该工艺烷基化反应和再生压力相当，采用了和催化裂化技术相类似的催化剂输送方式，即通过压差进行输送，反应气固分离采用了旋风分离器。技术实现要素：本发明的目的是提供一种由烷烃和烯烃进行烷基化的方法，该方法不仅可以实现失活烷基化催化剂快速恢复活性，维持反应器烷基化催化剂的活性，从而达到改善烷基化反应选择性的目的，而且还可以保证烷基化反应的安全性，进一步地，可以增加反应器的压力，提高装置处理量。为了实现上述目的，本发明提供一种由烷烃和烯烃进行烷基化的方法，该方法包括：连续地将包括烷烃和烯烃的烷基化原料送入提升管型反应器中与烷基化催化剂接触并进行烷基化反应，产生富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂；使富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂进行分离，将分离后的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂从所述提升管型反应器引出并输送至待生催化剂接收器；将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过料斗直接输送到再生器再生，或者通过料斗先输送至待生催化剂进料器后再输送至再生器再生，得到再生催化剂；将再生催化剂直接输送到料斗，或先从再生器引出并输送至再生催化剂接收器，然后再输送至料斗；将料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器，然后将再生催化剂进料器中的催化剂连续地返回到所述提升管型反应器中。优选地，将所述烷基化原料采用分段进料的方式送入所述提升管型反应器中进行所述烷基化反应。优选地，所述烷基化反应的条件为：反应温度为10～500℃，反应压力为0.5～10mpa。优选地，所述烷基化反应的条件为：反应温度为50～300℃，反应压力为1～6mpa。优选地，所述方法还包括：控制所述提升管型反应器中的反应压力与所述再生器中的再生压力之比为(3-100):1。优选地，所述包括烷烃和烯烃的烷基化原料中，烷烃包括选自c4～c7异构烷烃中的至少一种，烯烃包括选自c3～c7烯烃中的至少一种，烷烃与烯烃的质量比为(1-100)：1。优选地，将所述产品分离回收系统分离得到的未转化烷基化原料返回反应器中进行反应。优选地，将所述烷基化原料与稀释剂一起送入反应器，所述稀释剂为选自二氧化碳、乙烷、丙烷、甲烷、氢气、氮气、三氟甲烷、氯三氟甲烷和一氟甲烷中的至少一种。优选地，将预提升气送入提升管型反应器中进行预提升烷基化催化剂，其中，所述预提升气为稀释剂和/或烷基化原料。优选地，所述提升管型反应器为等径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。优选地，通过设置在所述提升管型反应器中下游的至少一个激冷介质管线向所述提升管型反应器中注入激冷介质，其中，所述激冷介质为激冷剂或冷却的催化剂，所述激冷剂为未预热的所述烷基化原料和/或水。优选地，所述烷基化催化剂为固体酸催化剂，所述固体酸催化剂为分子筛催化剂，所述分子筛催化剂中的分子筛为硅铝磷酸盐类分子筛和/或硅铝酸盐分子筛。优选地，通过过滤器使富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂分离，其中，所述过滤器为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料，过滤器的1.3μm颗粒过滤精度为99.9％。优选地，所述再生器再生的方式为含氧气氛再生或含氢气氛再生；所述含氧气氛再生的条件为：再生温度为150～850℃，再生压力为0.1～3mpa，所述含氧气氛再生以空气、氮气稀释的空气、二氧化碳或者富氧气体作为流化和再生介质；所述含氢气氛再生的条件为：再生温度为30～850℃，再生压力为0.1～3mpa，所述含氢气氛再生以氢气或含氢气体作为再生介质。优选地，所述提升管型反应器、再生器、再生催化剂进料器和/或再生催化剂接收器内可选地设置有内取热器。本发明的烷基化方法与现有的固体酸烷基化的方法相比，主要优点如下：1、反应器和再生器之间的催化剂循环方法可以实现失活烷基化催化剂快速恢复活性，维持反应器烷基化催化剂活性，从而达到改善烷基化反应选择性的目的；2、更重要的是，通过料斗的使用，反应器烃类气氛可以与再生器的再生的含氧气氛或含氢气氛很好地隔离，能够确保工艺的安全运行；3、更进一步的是，通过料斗的使用，可以灵活地调节反应器和再生器的操作压力，也就是说，可以在保持再生器常压或低压操作的情况下，提高反应器的操作压力，从而能够在不增加反应器大小的情况下提高装置的处理量；4、采用过滤器使待生催化剂和反应产物分离，有效过滤掉反应产物中携带的催化剂粉尘，克服了原来采用旋风分离器分离催化剂和反应产物而产生的催化剂自然跑损问题；5、反应器采用高压反应，后续分离不需设置气体压缩机；6、采用分段进料的方式送入烷基化原料，一方面可以调控烷烯比改善产品选择性，另外一方面可以起到控制反应温度的目的。本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。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。在附图中：图1包括本发明方法的第一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的第一种具体实施方式所采用装置的结构示意图；图2包括本发明方法的第二种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的第二种具体实施方式所采用装置的结构示意图；图3包括本发明方法的第三种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的第三种具体实施方式所采用装置的结构示意图；图4包括本发明方法的第四种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明方法的第四种具体实施方式所采用装置的结构示意图；本发明还可以包括其它具体实施方式，并不限于上述四种。附图标记说明1提升管反应器2内取热器3进料线4汽提段5沉降区6过滤器7再生器8待生催化剂接收器9闭锁料斗10待生催化剂进料器11再生催化剂接收器12再生催化剂进料器13进料线14内取热器15内取热器16管线17管线18管线19管线20管线21管线22管线23管线24进料线25反应产物线26烟气线27管线28预提升线。201提升管反应器202内提升管及分布板203密相床反应器204汽提段205沉降区206过滤器207再生器208待生催化剂接收器209闭锁料斗210再生催化剂接收器211催化剂混合器212再生催化剂进料器213管线214内取热器215管线216管线217管线218管线219预提升线220激冷介质管线221管线222管线223管线224进料线225反应产物线226烟气线227管线301提升管反应器302扩径提升管303密相床反应器304汽提段305沉降区306过滤器307再生器308待生催化剂接收器309闭锁料斗310待生催化剂进料器311再生催化剂接收器312再生催化剂进料器313外取热器314内取热器315内取热器316管线317管线318管线319管线320管线321管线322管线323管线324预提升线325反应产物线326烟气线327管线328进料线329进料线401提升管反应器402内提升管及分布板403进料线404汽提段405沉降区406过滤器407再生器408待生催化剂接收器409闭锁料斗410待生催化剂进料器411再生催化剂接收器412再生催化剂进料器413外取热器414内取热器415内取热器416管线417管线418管线419管线420管线421管线422管线423管线424预提升线425反应产物线426烟气线427管线具体实施方式以下结合附图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。在本发明中，术语“富含”是指含量超过50％。本发明提供一种由烷烃和烯烃进行烷基化的方法，该方法包括：连续地将包括烷烃和烯烃的烷基化原料送入提升管型反应器中与烷基化催化剂接触并进行烷基化反应，产生富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂；使富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂进行分离，将分离后的油气送入产品分离回收系统，将待生催化剂从所述提升管型反应器引出并输送至待生催化剂接收器；将待生催化剂接收器中的待生催化剂通过料斗直接输送到再生器再生，或者通过料斗先输送至待生催化剂进料器后再输送至再生器再生，得到再生催化剂；将再生催化剂直接输送到料斗，或先从再生器引出并输送至再生催化剂接收器，然后再输送至料斗；将料斗内的再生催化剂输送至再生催化剂进料器，然后将再生催化剂进料器中的催化剂连续地返回到所述提升管型反应器中。根据本发明，为了调控烷烯比改善产品选择性和控制反应温度，可以将所述烷基化原料采用分段进料的方式送入所述提升管型反应器中进行所述烷基化反应，例如，可以将烷基化原料通过1个以上位置的进料线送入提升管型反应器，所述分段进料的烷基化原料可以为选自c4-c7烷烃、c3-c7烯烃、未转化烷基化原料、富含烷烃烷基化原料和富含烯烃烷基化原料中的至少一种，其中，富含烯烃的烷基化原料优选不早于富含烷烃的烷基化原料进入提升管反应器。根据本发明，烷基化反应是本领域所属技术人员所熟知的，其反应可以采用常规条件进行，也可以优选为：反应温度可以为10～500℃，优选为50～300℃，反应压力可以为0.5～10mpa，优选为1～6mpa。根据本发明的一种优选的实施方式，在根据本发明提供的烷基化方法中，控制所述提升管型反应器中的反应压力与再生器中的再生压力之比为(3-100):1。根据本发明，所述烷基化原料是本领域技术人员所熟知的，所述包括烷烃和烯烃的烷基化原料中，烷烃可以包括选自c4～c7异构烷烃中的至少一种，烯烃可以包括选自c3～c7烯烃中的至少一种，更优地，异构烷烃为异丁烷，也可以是其它一次加工或二次加工过程获得，本发明并没有限制，另外，所述包括烷烃和烯烃的烷基化原料中烷烃与烯烃的质量比可以为(1-100)：1，优选为(2-50)：1。根据本发明，为了使烷基化原料充分利用，可以将所述产品分离回收系统分离得到的未转化烷基化原料返回反应器中进行反应。根据本发明，为了利于正反应的进行，可以将所述烷基化原料与稀释剂一起送入反应器，所述稀释剂可以为选自二氧化碳、乙烷、丙烷、甲烷、氢气、氮气、三氟甲烷、氯三氟甲烷和一氟甲烷中的至少一种。根据本发明，为了使送入提升管型反应器的烷基化催化剂处于流化态且向上流动，可以将预提升气送入提升管型反应器中进行预提升烷基化催化剂，其中，所述预提升气可以为稀释剂和/或烷基化原料。根据本发明，提升管型反应器是本领域技术人员熟知的，例如，可以是等径提升管反应器、等线速提升管反应器、变径提升管反应器或者提升管加密相床反应器。另外，所述提升管型反应器沿垂直方向从下至上还可以设置预提升段、提升管、激冷介质管线、扩径提升管、缩径、快分、汽提段、密相段、沉降区、催化剂混合器和过滤器等工业上常用装置，使所述提升管型反应器能够连续运行；其中，所述沉降区和过滤器等装置可以构成油剂分离区，所述油剂分离区也可以包括其它使待生催化剂和油气分离的装置，本发明并没有限制。根据本发明，所述提升管型反应器的密相床可以不形成密相床，即“零料位”。由于烷基化反应是放热反应，根据本发明，所述提升管型反应器可以设置至少一个激冷介质管线，控制反应温度。根据本发明的一种具体实施方式，可以通过设置在所述提升管型反应器的中下游(相对于物料流向)的至少一个激冷介质管线向所述提升管型反应器中注入激冷介质，其中，所述激冷介质可以为激冷剂或冷却的催化剂，所述激冷剂可以为未预热的所述烷基化原料和/或水。根据本发明，所述烷基化催化剂可以为固体酸催化剂，所述固体酸催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如，可以为分子筛催化剂，也可以是将液体酸附载于固体载体上而形成的催化剂。所述分子筛催化剂中的分子筛可以为硅铝磷酸盐类分子筛和/或硅铝酸盐分子筛，例如可以为选自x系列、y系列、β系列、zsm系列、zrp系列和mcm系列分子筛中的至少一种。另外，所述分子筛可以负载选自碱土金属、稀土金属、k、zr、ti、co、mo、ni、pt、pd、la、ce、cu、fe、b、si、p、sn、pb、ga、cr、v、sc、ge、mn、la、al、ni和fe中的至少一种。根据本发明的一种优选的具体实施方式，可以通过过滤器使富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂分离，其中，所述过滤器可以采用多孔材料制备，例如，可以为金属烧结多孔材料和/或陶瓷多孔材料；所述过滤器的2μm颗粒过滤精度可达到99.9％，优选地，所述过滤器的1.3μm颗粒过滤精度可达到99.9％；另外，可以使用反吹气对所述过滤器进行反吹清理滤饼；反吹气可以为选自含烃气体、干气、氮气和水蒸气中的一种或几种。根据本发明，所述再生器再生的方式可以为含氧气氛再生或含氢气氛再生；所述含氧气氛再生的条件可以为：再生温度可以为150～850℃，再生压力可以为0.1～3mpa，所述含氧气氛再生可以以空气、氮气稀释的空气、二氧化碳或者富氧气体作为流化和再生介质；所述含氢气氛再生的条件可以为：再生温度可以为30～850℃，再生压力可以为0.1～3mpa，所述含氢气氛再生可以以氢气或含氢气体作为再生介质。根据本发明，所述提升管型反应器、再生器、再生催化剂进料器和/或再生催化剂接收器内可以可选地设置有内取热器，这是本领域技术人员所熟知的。所述内取热器可以是盘管和/或弯管等类型，通过内部流动的水、四氯化碳等液体，对反应器进行取热，其它工业上常用的内取热器，本发明也可以应用。根据本发明，所述料斗可使催化剂从所述提升管型反应器的高压烃环境向再生器的低压环境，以及从再生器的低压环境向所述提升管型反应器的高压烃环境安全和有效地转移。也就是说，通过使用料斗，一方面可以使所述提升管型反应器烃类气氛与再生器的再生气氛很好地隔离，确保本发明工艺方法的安全性，另一方面可以灵活地调控所述提升管型反应器和再生器的操作压力，尤其是在不提高再生器操作压力的情况下能够提高所述提升管型反应器的操作压力从而提高装置的处理量。本发明所述的料斗是一种可使同一物料流在不同的气氛(例如氧化气氛和烃类气氛)之间和/或不同的压力环境(例如从高压至低压，或者反之)之间进行切换的装置，其结构是相关
技术领域：
所属技术人员所熟知的。料斗内有过滤器以防止催化剂被排出的气体携带出去。料斗可以以下述方式交替移动待生催化剂和再生催化剂：待生催化剂自待生催化剂接收器压送到料斗，然后降压并通过氮气置换其中的烃类，置换合格后通过压差和重力送到待生催化剂进料器；待生催化剂进料器的催化剂则经过滑阀和氮气提升到再生器内进行再生反应；再生器内已完成再生的催化剂也通过滑阀和氮气提升到再生催化剂接收器，然后通过压差和重力送到料斗，先用氮气置换料斗中的氧气或氢气，置换合格后用氮气升压，最后通过压差和重力送到再生催化剂进料器，然后返回到反应系统中。再生催化剂与待生催化剂通过料斗实现不同压力环境的反应系统和再生系统的相互输送和烃氧(氢)环境的隔离，步序和操作由料斗控制系统完成。由于料斗是批次输送催化剂，根据本发明，所述再生催化剂进料器的作用是使催化剂向反应器的输送更加连续。然而本发明的发明人发现，再生器内的待生催化剂输入和再生催化剂的输出也可以是成批次的，当料斗向再生器输送待生催化剂或再生器向料斗输送再生催化剂时，可以在再生器和料斗之间依靠重力，或通过提升线形成压力差进行输送，而无需设置待生催化剂进料器或再生催化剂接收器。根据本发明，进入所述提升管型反应器的进料区的催化剂可以来自再生催化剂进料器，也可以来自待生催化剂接收器和/或所述提升管型反应器，其中，来自所述再生催化剂进料器中的催化剂可以是再生催化剂，也可以是再生催化剂和待生催化剂的混合催化剂。一种具体实施方式包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后返回到所述提升管型反应器中，或者输送到所述提升管型反应器下部的催化剂混合器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。一种具体实施方式包括：从所述提升管型反应器或所述待生催化剂接收器中引出一部分待生催化剂；将引出的该部分待生催化剂直接或经取热降低温度后，输送至所述再生催化剂进料器中与再生催化剂混合后返回到所述提升管型反应器中；所述引出的该部分待生催化剂的量与通过料斗输送至再生催化剂进料器中的再生催化剂一起足以维持所述提升管型反应器中催化剂的连续运转。一种具体实施方式，所述料斗可以是本领域技术人员熟知的闭锁料斗，也可以是其它可以实现所述料斗功能的催化剂料斗。下面将结合附图提供本发明的具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。第一种具体实施方式如图1所示，来自产品分离系统的未转化烷基化原料自进料线3进入提升管型反应器的提升管反应器1，富含烯烃的烷基化原料自管线13进入提升管反应器1，与经预提升线28提升的来自管线23的催化剂接触，进行烷基化反应，富含烷烃烷基化原料自管线24进入提升管反应器1(一方面可以调控烷烯比改善产品选择性，另外一方面可以起到控制反应温度的目的)，反应后油气经提升管出口快速分离装置分离后进入沉降区，内取热器2取出反应器的多余热量，沉降后的待生催化剂进入汽提段4，富含高辛烷值汽油组分的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器6过滤后，富含高辛烷值汽油组分的油气经管线25送入产品分离回收系统(产品分离系统分离出的正丁烷进入异构化反应器进行异构化反应，获得异丁烷作为烷基化原料，未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降进入汽提段4汽提，汽提后的待生催化剂经管线16送入待生催化剂接收器8。来自待生催化剂接收器8的待生催化剂经管线17进入闭锁料斗9，降压后经管线18送入待生催化剂进料器10，经管线19送入流化床再生器7与来自管线27的主风逆流接触烧焦再生，多余热量经内取热器15取出(取热量可以通过取热物流量以及内取热器15埋入密相床层高度控制)，烟气经管线26送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线20送入再生催化剂接收器11，再生催化剂多余热量经内取热器14取出，取热后的再生催化剂经管线21送入闭锁料斗9，升压后经管线22送入再生催化剂进料器12，经管线23送入提升管反应器1预提升段。第二种具体实施方式如图2所示，来自管线223的再生催化剂与来自管线213的待生催化剂在催化剂混合器211中混合，经预提升线219预提升气提升后送入提升管型反应器的提升管反应器201，烷基化原料经进料线224进入提升管反应器201，与来自催化剂混合器211的催化剂接触并进行烷基化反应，反应后油气在内提升管及分布板202继续反应，然后进入密相床反应器203，来自激冷介质管线220的激冷介质进入提升管反应器201控制反应温度，未转化的原料在密相床反应器203与催化剂继续接触反应，多余反应热由内取热器215取出，得到富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂进入沉降区205沉降后，待生催化剂进入密相床反应器203，富含高辛烷值汽油组分的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器206过滤后，富含高辛烷值汽油组分的油气经管线225送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降返回密相床反应器203。待生催化剂在汽提段204汽提后，部分汽提后的待生催化剂经管线213返回催化剂混合器211，另一部分汽提后的待生催化剂经管线216送入待生催化剂接收器208。来自待生催化剂接收器208的待生催化剂经管线217进入闭锁料斗209，降压后经管线221送入再生器207与来自管线227的主风逆流接触烧焦再生，烟气经管线226送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线215送入再生催化剂接收器210，再生催化剂多余热量经内取热器214取出，取热后再生催化剂经管线218送入闭锁料斗209，升压后经管线222送入再生催化剂进料器212，经管线223送入催化剂混合器211。第三种具体实施方式如图3所示，富含异丁烷的烷基化原料自进料线324进入提升管型反应器的提升管反应器301，富含烯烃的烷基化原料自管线328进入提升管反应器301，与来自管线323的催化剂接触并发生烷基化反应，来自激冷介质管线329的富含异丁烷的激冷介质进入提升管反应器301控制反应温度并提高烷基化原料烷烯比，反应后的油气进入扩径提升管302进行继续反应，继续反应后的油气进入密相床反应器303进行反应，得到的富含高辛烷值汽油组分的油气和待生催化剂进入沉降区305沉降，沉降后的待生催化剂返回密相床反应器，富含高辛烷值汽油组分的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器306过滤后，富含高辛烷值汽油组分的油气经管线325送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的待生催化剂细粉沉降返回密相床反应器的汽提段304汽提，汽提后的部分待生催化剂经管线316送入待生催化剂接收器308，另一部分待生催化剂送入外取热器313取热后送入再生催化剂进料器312。来自待生催化剂接收器308的待生催化剂经管线317进入闭锁料斗309，降压后经管线318送入待生催化剂进料器310，经管线319送入再生器307与来自管线327的主风逆流接触烧焦再生，多余热量经内取热器315取出(取热量可以通过取热物流量以及内取热器315埋入密相床层高度控制)，烟气经管线326送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线320送入再生催化剂接收器311，再生催化剂多余热量经内取热器314取出，取热后再生催化剂经管线321送入闭锁料斗309，升压后经管线322送入再生催化剂进料器312与来自外取热器313的待生催化剂混合后，经管线323送入提升管反应器301。第四种具体实施方式如图4所示，来自管线423的再生催化剂经预提升线424预提升气提升后送入提升管型反应器的提升管反应器401，烷基化原料经进料线403进入提升管反应器401，与催化剂接触发生烷基化反应，反应后的产物及催化剂经内提升管及快速分离器分离后进入沉降区405，待生催化剂进入汽提段404，含高辛烷值汽油组分的油气及携带的待生催化剂细粉经过滤器406过滤后，含高辛烷值汽油组分的油气经管线425送入产品分离回收系统(未图示)，过滤后的催化剂细粉沉降返回汽提段404汽提，部分汽提后的待生催化剂经内取热器413取热后返回反应区402控制反应温度并提高剂油质量比，来自汽提段的待生催化剂经管线416送入待生催化剂接收器408。来自待生催化剂接收器408的待生催化剂经管线417进入闭锁料斗409，降压后经管线418送入待生催化剂进料器410，经管线419送入再生器407与来自管线427的再生介质逆流接触再生，再生气体经管线426送入后续能量回收、净化系统(未图示)，再生催化剂经管线420送入再生催化剂接收器411，再生催化剂多余热量经内取热器414取出，取热后再生催化剂经管线421送入闭锁料斗409，升压后经管线422送入再生催化剂进料器412，然后经管线423送入提升管反应器401。下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。本发明实施例所采用烷基化原料a、b和c如表1-3所示，本发明实施例烷基化汽油组成分布采用ripp81-90试验方法测定，汽油的辛烷值采用ripp85-90试验方法测定。本发明的ripp试验方法选自《石油化工分析方法(ripp试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。本发明实施例1所用催化剂a制备方法包括：取1000克nay分子筛(干基重，齐鲁催化剂厂生产，下同)，用8升去离子水打浆后，加入浓度为231g/l(以re2o3计)的混合recl3溶液(齐鲁催化剂厂提供，其中la2o3占52.5重％，ceo2占46.5重％，pr2o5占0.6重％，nd2o3占0.4重％，下同)706毫升，于80℃交换0.5小时，再加入碳酸氢铵(化学纯，天津南开化工厂生产，下同)100克，恒温搅拌0.5小时后，过滤淋洗，然后将滤饼在650℃、100％水蒸气气氛中焙烧2小时，得到分子筛干粉。取此分子筛干粉1000克(干基重)，用8升去离子水打浆后，加入氯化铵(化学纯，天津市登峰化学试剂厂生产，下同)1000克，于85℃交换0.5小时，过滤淋洗，滤饼烘干即得本发明rey分子筛a。用0.5kg脱阳离子水将0.71kg高岭土和2.79kg铝溶胶打浆成高岭土混合浆液，另将上述制备的分子筛原粉a(干基为1.8kg)加入脱阳离子水打浆成分子筛混合物浆液6.0kg，加入上述高岭土混合浆液中搅拌均匀，喷雾干燥成型，即得催化剂a。本发明实施例2所用催化剂b制备方法包括：将一定量的偏铝酸钠(国药集团，分析纯)与氢氧化钠(北京试剂公司，分析纯)溶于去离子水中，搅拌至完全溶解，将固体硅胶(青岛海洋化工厂，干基97％)加入上述溶液，再加入六亚甲基亚胺(日本tci公司，分析纯)、苯胺(北京化工厂，分析纯)。混合物胶体摩尔配比为：0.18naoh：sio2:0.033al2o3:0.10六亚甲基亚胺：0.20苯胺：15h2o，晶化温度145℃，自生压力下，以每分钟300转的搅拌速度晶化72小时，冷却后取出产物，经过滤、洗涤和干燥后，于550℃下焙烧10小时后，得到mcm-22分子筛原粉。用0.5kg脱阳离子水将0.71kg高岭土和2.79kg铝溶胶打浆成高岭土混合浆液，另将上述制备的mcm-22分子筛原粉(干基为2.2kg)加入脱阳离子水打浆成分子筛混合物浆液6.0kg，加入上述高岭土混合浆液中搅拌均匀，喷雾干燥成型，即得催化剂b。实施例1实施例1按图1所示工艺流程进行，具体反应和再生条件以及反应结果列于表4。实施例2实施例2按图2所示工艺流程进行，具体反应和再生条件以及反应结果列于表4。从表4的结果中可以看出，采用本发明的方法进行烷基化反应，原料烯烃的转化率可以达到99重％，而且所得烷基化汽油中tmp/dmh与现有液体酸工业水平相当，甚至更好；另外，本发明的方法采用闭锁料斗进行输送催化剂，不仅安全，而且可以增加反应压力以提高装置的处理量。表1为本发明实施例所采用的烷基化原料a烷基化原料a含量，重％丙烷1.7异丁烷95.2正丁烷2.01-丁烯1.1表2为本发明实施例所采用的烷基化原料b烷基化原料b含量，重％正丁烷11.61-丁烯1.1异丁烯1.0顺-2-丁烯28.8反-2-丁烯57.4表3为本发明实施例所采用的烷基化原料c烷基化原料c含量，重％丙烷0.09异丁烷49.88正丁烷9.26正丁烯2.01异丁烯3.12反丁烯24.13顺丁烯11.50c5+0.01表4为本发明实施例1和实施例2的具体反应条件以及反应结果实施例1实施例2烷基化原料a:b＝8:2c:a＝6:4烷基化催化剂催化剂a催化剂b提升管型反应器的反应条件温度，℃250340压力，mpa1.22.3再生器的烧焦再生条件再生压力，mpa0.30.6再生温度，℃550580原料烯烃转化率，w％9999烷基化汽油组成分布，w％c7-23.128.2c869.752tmp62.145.6dmh7.66.4c9+7.219.8tmp/dmh8.27.1注：tmp为三甲基戊烷，dmh为二甲基己烷。当前第1页12