速为0. 05h、其中烷 基化反应和浅度再生操作切换的周期为4h，采用溶解氢气的异丁烷对固定床内的催化剂进 行洗涤再生，洗涤再生的条件与烷基化反应的条件相同。每次处于烷基化反应的固定床和 处于洗涤再生操作的固定床切换之前，需要分别停止丁烯和溶解氢气的异丁烷进料，采用 纯的异丁烷对这两台固定床反应器进行洗涤，洗涤l〇min后，这两台固定床反应器开始切 换操作。每隔4天需要对床层内的催化剂进行一次高温深度再生，采用氢气在260°C，3MPa 下对床层内的催化剂进行深度再生，再生时间为3h，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，洗涤时间20min，以除去残留在床层内的氢 气。固定床中型试验装置后续的操作流程同实施例1相同，因此不再赘述。
[0064] 当试验装置连续稳定运行lOOOh后，对其所得的烷基化油进行检测和评定，试验 结果如表1所示。
[0065] 对比例2
[0066] 在与实施例相似的流化床实验装置上进行烷基化反应，其区别仅在于该实验装置 上的液相再生器中未设置底端封闭的圆筒状隔离板，也没有设置第一路再生介质入口及分 配器。在实际的装置操作中，将实施例中从第一路再生介质入口导入的再生介质量累加到 第二路再生介质入口，相当于采用相同量的再生介质对催化剂进行浅度再生，试验结果如 表1所示。
[0067] 表1装置的运行结果及烷基化产物性质对比
[0068]
[0069] 从表1中可以看出，本发明提供的装置和方法所得的烷基化油的辛烷值略优于固 定床技术以及液相再生器中不含圆筒状隔离板的流化床技术所得的烷基化油，烷基化油中 的烯烃收率更高，且具有更高的目标产物（三甲基戊烷）选择性，C9+产物的收率也更低。对 比例1中采用固定床烷基化技术，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，每隔一定周期对床层内的催化剂进行低温浅度再生，每隔一段时间对 床层内的催化剂颗粒进行高温深度再生，深度再生后还要对高温床层进行降温操作，由于 装置频繁的在70°C和260°C之间进行切换，使得其在工业应用中连续稳定运行时间较短。 采用本发明提供的方法，单套装置即可满足要求，减少了装置的投资成本，而且通过设置液 相再生器，将反应-浅度再生结合起来，在不影响烷基化反应进行的同时，对循环流动的催 化剂颗粒进行再生，可以有效的抑制催化剂的失活，另外通过将失活的催化剂颗粒引出反 应器外进行深度再生，在不影响反应装置稳定运行的前提下，实现了催化剂反应和再生的 连续化操作，维持了装置内的催化剂具有较为稳定的平衡活性，提高了烷基化油中目标产 物的选择性，因此流化床固体酸烷基化技术具有更好的工业应用前景。
【主权项】
1. 一种固体酸烷基化反应方法，其特征在于，液态原料进入上流式流化床反应器，与固 体酸催化剂接触反应，并携带固体酸催化剂上升进入液固分离器中，液体产品从液固分离 器顶部排出，富集催化剂颗粒的浓浆物料经液固分离器底部的引流管道进入液相再生器； 在液相再生器中，浓浆物料首先在并流再生区内与液相再生介质接触洗涤再生，催化剂初 步洗涤再生后的浓浆物料越过并流再生区与逆流再生区之间的围堰进入逆流再生区与来 自逆流再生区底部的再生介质逆流接触洗涤再生，最终返回上流式流化床反应器底部继续 参与反应；来自液固分离器的部分浓浆物料经失活催化剂出料口流至待生催化剂接收器， 进一步沉降脱除液相后后流入深度再生器；在深度再生器中，引入再生介质在高温下对失 活催化剂进行深度再生；催化剂再生后的浓浆物料流入再生催化剂接收器，配浆后返回上 流式流化床反应器参与反应；所述的固体酸催化剂以催化剂总量为标准，以氧化物计，含有 95wt%~65wt%的分子筛和5wt%~35wt%的耐热无机氧化物，其中所述的分子筛选自 FAU结构沸石、BETA结构沸石和MFI结构沸石中的一种或几种，所述的耐热无机氧化物为氧 化铝和/或氧化硅。2. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的分子筛为FAU结构或 BETA结构的分子筛。3. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的上流式流化反应器 中，液相物料在上流式流态化反应器内的表观流速为〇. 05~lm/s;烯烃原料的质量空速为 0. 01~2h1 ;其中烷烃与烯烃的摩尔比为200~2000 :1 ;固体酸催化剂颗粒的平均粒径为 0. 1 ~ 5mm〇4. 按照权利要求3的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的上流式流化反应器 中，液相物料在上流式流态化反应器内的表观流速为〇. 08~0. 5m/s;烯烃原料的质量空速 为0. 05~0. 5h1 ;其中烷烃与烯烃的摩尔比为300~800 :1 ;固体酸催化剂颗粒的平均粒 径为0. 5~1mm。5. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的上流式流化床反应 器内的反应温度为30°C~150°C。6. 按照权利要求5的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的上流式流化床反应 器内的反应温度为40°C~120°C。7. 按照权利要求6的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的上流式流化床反应 器内的反应温度为50°C~100°C。8. 按照权利要求1的固体酸烷基化方法，其特征在于，所述的再生介质为C3~C11烃。9. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的液相再生器中，再生 介质在并流区中的表观流速为0. 005m/s~0. 3m/s;再生介质在逆流再生区中的表观流速 为 0· 001m/s~0· 05m/s。10. 按照权利要求9的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的液相再生器中，再 生介质在并流区中的表观流速为〇. 〇5m/s~0. 2m/s;再生介质在逆流再生区中的表观流速 为 0· 002m/s~0· 01m/s。11. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的液相再生器中，进 入并流再生区的再生介质的温度比进入逆流再生区的再生介质温度高5~50°C。12. 按照权利要求11的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的液相再生器中，进 入并流再生区的再生介质的温度比进入逆流再生区的再生介质的温度高10~30°C。13. 按照权利要求1的固体酸烷基化方法，其特征在于，所述的深度再生器中的再生介 质为氧气和氮气的混合物或空气与氮气的混和物；再生介质的表观流速为〇. 〇〇1~lm/s。14. 按照权利要求13的固体酸烷基化方法，其特征在于，所述的再生介质的表观流速 为 0· 02 ~0· 5m/s。15. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的深度再生器中，再 生温度为100~650°C;再生压力为0· 1~lOMPa。16. 按照权利要求15的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的深度再生器中，再 生温度为400~600°C;再生压力为0· 3~3MPa。17. 按照权利要求1的固体酸烷基化反应方法，其特征在于，所述的经液相再生器再生 后的浓浆物料和经深度再生器再生后的浓浆物料经颗粒流量调节器返回上流式流化床反 应器底部参与反应。
【专利摘要】一种固体酸烷基化反应方法，液态原料进入上流式流化床反应器，与固体酸催化剂接触反应，并携带固体酸催化剂进入液固分离器中，液体产品从液固分离器顶部排出，富集催化剂颗粒的浓浆物料经液固分离器底部的引流管道进入液相再生器中，催化剂初步洗涤再生后的浓浆物料越过并流再生区与逆流再生区之间的围堰进入逆流再生区与来自逆流再生区底部的再生介质逆流接触洗涤再生，最终返回上流式流化床反应器底部继续参与反应；部分失活催化剂进入深度再生器中进行高温条件下的深度再生。本发明提供的固体酸烷基化反应方法可连续平稳运行，提高了目标产物的选择性，提高了装置操作运行的经济效益。
【IPC分类】C10G29/00
【公开号】CN105441116
【申请号】CN201410454100
【发明人】胡立峰, 龙军, 侯栓弟, 毛俊义, 唐晓津, 张久顺, 张哲民, 慕旭宏, 赵志海, 李永祥, 郑博, 朱振兴
【申请人】中国石油化工股份有限公司, 中国石油化工股份有限公司石油化工科学研究院
【公开日】2016年3月30日
【申请日】2014年9月5日