一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置及生产方法

摘要

本发明公开一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置及其生产方法。所述系统装置包括反应器单元、催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元；所述反应器单元通过管道分别与催化剂与烃循环单元和分离器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元通过管道与分离器单元连接相通；所述分离器单元通过管道分别与异丁烷循环单元和分馏器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元分别通过管道与反应器单元连接相通；所述反应器单元包括至少一台超重力反应器。本发明采用的是能够在高粘度下高度强化物料混合的超重力反应器，可以在‑5℃的低温下，在烷烯比2‑100内制备得到辛烷值在97‑100的烷基化油。

权利要求

1.一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述系统装置包括反应器单元、催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元；所述反应器单元通过管道分别与催化剂与烃循环单元和分离器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元通过管道与分离器单元连接相通；所述分离器单元通过管道分别与异丁烷循环单元和分馏器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元分别通过管道与反应器单元连接相通；所述反应器单元包括至少一台超重力反应器。

2.根据权利要求1所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述催化剂与烃循环单元包括至少一台循环泵和至少一台气体分离罐；所述分离器单元包括至少一台沉降罐和至少一台气液分离罐；所述异丁烷循环单元包括至少一台气体压缩机和至少一台冷却器；所述分馏器单元包括至少一台分馏塔。

3.根据权利要求1所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述分离器单元包括沉降器单元、旋流器单元或二者的组合。

4.根据权利要求3所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述分离器单元包括一个或多个旋流器单元设置于沉降器单元的上游，并设置装置将流出物从旋流器单元传送至沉降器单元。

5.根据权利要求1所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述分馏器单元包括一个或多个蒸馏子单元。

6.根据权利要求5所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述蒸馏子单元包括主分馏塔、酸提馏塔和/或脱丙烷塔。

7.根据权利要求1所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，其特征在于：所述分离器单元在流体流动路径中位于反应器单元下游；所述分馏器单元在流体流动路径中位于分离器单元的下游。

8.一种采用如权利要求1-7任一所述的系统装置利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于，包括如下步骤：

1）将至少包含异链烷烃和烯烃的烃混合物与硫酸催化剂的进料流供应至反应器单元进行烷基化反应；将烷基化反应后的反应器单元流出物供应至催化剂与烃循环单元以及分离器单元；所述烃混合物与催化剂的进料流来自系统内部的循环量与系统外部的投料量；

2）将催化剂与烃循环单元的下层流出物用循环泵加压后再循环进入反应器单元，上层流出物供应至分离器单元；

3）分离器单元将进入分离器单元的流出物分离为催化剂相、包含烷基化油的烃相和气相；分离器单元分离出的催化剂相一部分再循环至反应器单元，一部分作为废酸从系统中移除；分离器单元分离出的包含烷基化油的烃相供应至分馏器单元；分离器单元分离出的气相供应至异丁烷循环单元；

4）异丁烷循环单元将进入的气相压缩冷却为液体，再循环至反应器单元；

5）分馏器单元将流入的包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的产品及其他烃物流，作为下层流出物导出；分馏器单元分馏出的上层流出物再循环至反应器单元继续进行反应。

9.根据权利要求8所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：步骤1）中，系统外部的投料量中，所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯、异丁烯和

1-丁烯中的一种或多种；异链烷烃与烯烃的摩尔比为1以上。

10.根据权利要求9所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：异链烷烃与烯烃的摩尔比为1 100:1。

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11.根据权利要求10所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：异链烷烃与烯烃的摩尔比为1.5 20:1。

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12.根据权利要求8所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：步骤1）中，烷基化反应的温度为-10 100°C，反应的压力为0.1 5MPa。

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13.根据权利要求12所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：烷基化反应的温度为-5 30°C，反应的压力为0.1 1MPa。

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14.根据权利要求8所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：步骤1）中，还包括将所述反应器单元的流出物部分再循环至反应器单元的步骤；步骤3）中，还包括将所述分离器单元分离出的包含烷基化油的烃相部分再循环至反应器单元的步骤。

15.根据权利要求8所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：步骤1）中，所述烃混合物与催化剂的进料流中系统内部的循环量与系统外部的投料量的体积比为10 200：1，所述超重力反应器中转子的转速为100 2850rpm。

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16.根据权利要求15所述的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，其特征在于：所述烃混合物与催化剂的进料流中系统内部的循环量与系统外部的投料量的体积比为10 40：1，所述超重力反应器中转子的转速为150 1500rpm。

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说明书

一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置及生产方法

技术领域

[0001] 本发明涉及烷基化油的制备技术领域。更具体地，涉及一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置及生产方法。

背景技术

[0002] 随着环保要求的日益提高，油品标准也越来越高，新配方汽油要求高辛烷值、超低硫含量、低烯烃与低芳烃含量等。烷基化过程是将轻质烯烃与异丁烷进行反应，产生富含异辛烷的烷基化产物的过程。该烷基化产物，产品组成几乎全部为高辛烷值的异构烷烃，不含硫、烯烃和芳烃等非理想组分，是新配方汽油的理想组分。

[0003] 几乎所有的烷基化油都是通过使异丁烷与丁烯在适合的酸性催化剂存在下反应而制得的。硫酸是烷基化反应最主要的催化剂之一。然而，烷基化的反应原料烯烃和异构烷烃与催化剂浓硫酸的溶解性较差，特别是异丁烷和浓硫酸很难相溶，而烷基化反应是一快速反应过程，因此，酸烃两相的充分混合对于产品质量有着显著的影响。另外，尽管烯烃与浓硫酸的溶解性相比略好于异丁烷，但是在10℃以上烯烃很容易聚合生成C12以上的高聚物。此外，烷基化反应还是放热反应，如果反应温度控制不当，就会加剧烯烃聚合的副反应发生。因此，温度在烷基化反应中也是决定性变量之一，温度越低，烯烃自聚合或与酸生成烷基硫酸酯的副反应趋势就越小，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。因此，硫酸烷基化工艺既要实现酸烃两相充分混合，还要保证烷基化反应在较低的温度下进行。

[0004] 目前，硫酸法烷基化工艺中采用的反应器是stratco反应器，内置大量的管式换热器，通过搅拌叶轮强制物料在反应器内大量循环达到强化混合和移热的目的。另外，增加反应器中异丁烷与烯烃的比例对烷基化产品的品质有益，通过物料的大量循环可以提高反应区的烷烯比和酸烃比。然而，由于物料的粘度随着温度的降低而增加，随着反应系统温度的下降，物料通过搅拌叶轮进行循环的难度迅速增加，使得该系统的操作温度仅能0℃以上才能操作，具体是在4℃以上操作。

[0005] 因此，工业中对于用于异构烷烃烷基化作用的新的高效工艺方法和系统装置存在需求。

发明内容

[0006] 本发明的一个目的在于提供一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置。

[0007] 本发明的另一个目的在于提供一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法。

[0008] 与工业上常用的stratco反应系统相比，本发明由于催化剂和烃相的循环采用的是用泵强制循环的方式，且采用的是一种具有能够在粘度较高的情况下高度强化物料之间混合的超重力反应器，因此本发明提供的生产系统可以在更低的温度下操作，具体说可以在-5℃的低温下操作，并可以在烷烯比2-100的范围内制备得到辛烷值在97-100的高品质的烷基化油。

[0009] 为达到上述第一个目的，本发明采用下述技术方案：

[0010] 一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置，所述系统装置包括反应器单元、催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元；所述反应器单元通过管道分别与催化剂与烃循环单元和分离器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元通过管道与分离器单元连接相通；所述分离器单元通过管道分别与异丁烷循环单元和分馏器单元连接相通；所述催化剂与烃循环单元、分离器单元、异丁烷循环单元和分馏器单元分别通过管道与反应器单元连接相通；所述反应器单元包括至少一台超重力反应器。

[0011] 优选地，所述催化剂与烃循环单元包括至少一台循环泵和至少一台气体分离罐；所述分离器单元包括至少一台沉降罐和至少一台气液分离罐；所述异丁烷循环单元包括至少一台气体压缩机和至少一台冷却器；所述分馏器单元包括至少一台分馏塔。

[0012] 所述反应器单元用于使含催化剂硫酸的物料、含异丁烷和烯烃的物料及含催化剂硫酸与烃的循环物料接触并发生反应。

[0013] 所述催化剂与烃循环单元用于将反应器流出物用泵加压后再循环进入反应器单元，以保证反应所需的酸烃比和烷烯比在合适的范围，为保证循环泵的正常操作，在泵前需要安装至少一台气体分离罐。

[0014] 优选地，所述分离器单元包括沉降器单元、旋流器单元或二者的组合；优选地，所述分离器单元包括一个或多个旋流器单元设置于沉降器单元的上游，并设置装置将流出物从旋流器单元传送至沉降器单元。所述分离器单元用于将反应器流出物分离为催化剂相、包含烷基化油的烃相和包含异丁烷的气相。

[0015] 所述异丁烷循环单元将气相异丁烷压缩冷却为液体异丁烷，压缩冷却后的液体异丁烷回到反应器单元的异丁烷原料储罐。

[0016] 优选地，所述分馏器单元包括一个或多个蒸馏子单元；优选地，所述蒸馏子单元包括主分馏塔、酸提馏塔和/或脱丙烷塔。所述分馏器单元用于将所述包含烷基化油烃相分馏为至少一种包含烷基化油的物流。

[0017] 优选地，所述分离器单元在流体流动路径中位于反应器单元下游；所述分馏器单元在流体流动路径中位于分离器单元的下游。

[0018] 优选地，设置用于将至少一部分的所述反应器流出物再循环至所述反应器单元的装置。

[0019] 优选地，设置用于将至少一部分的所述包含烷基化油的烃相再循环至所述反应器单元的装置。

[0020] 为达到上述第二个目的，本发明采用下述技术方案：

[0021] 一种采用上述系统装置利用硫酸为催化剂制备烷基化油的生产方法，包括如下步骤：

[0022] 1)将至少包含异链烷烃和烯烃的烃混合物与硫酸催化剂的进料流供应至反应器单元进行烷基化反应；将烷基化反应后的反应器单元流出物供应至催化剂与烃循环单元以及分离器单元；所述烃混合物与催化剂的进料流来自系统内部的循环量与系统外部的投料量；

[0023] 2)将催化剂与烃循环单元的下层流出物用循环泵加压后再循环进入反应器单元，上层流出物供应至分离器单元；

[0024] 3)分离器单元将进入分离器单元的流出物分离为催化剂相、包含烷基化油的烃相和气相；分离器单元分离出的催化剂相一部分再循环至反应器单元，一部分作为废酸从系统中移除；分离器单元分离出的包含烷基化油的烃相供应至分馏器单元；分离器单元分离出的气相供应至异丁烷循环单元；

[0025] 4)异丁烷循环单元将进入的气相压缩冷却为液体，再循环至反应器单元；

[0026] 5)分馏器单元将流入的包含烷基化油的烃相分馏为至少一种包含烷基化油的产品及其他烃物流，作为下层流出物导出；分馏器单元分馏出的上层流出物再循环至反应器单元继续进行反应。

[0027] 优选地，步骤1)中，系统外部的投料量中，所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯、异丁烯和1-丁烯中的一种或多种，所述异链烷烃与烯烃的摩尔比为1以上。

[0028] 优选地，步骤1)中，系统外部的投料量中，所述异链烷烃与烯烃的摩尔比为1～100:1。

[0029] 优选地，步骤1)中，系统外部的投料量中，所述异链烷烃与烯烃的摩尔比为1.5～20:1。

[0030] 优选地，步骤1)中，烷基化反应的温度为-10～100℃，反应的压力为0.1～5MPa。

[0031] 优选地，步骤1)中，烷基化反应的温度为-5～30℃，反应的压力为0.1～1MPa。

[0032] 优选地，步骤1)中，还包括将所述反应器单元的部分流出物再循环至反应器单元的步骤。

[0033] 优选地，步骤3)中，还包括将所述分离器单元分离出的部分包含烷基化油的烃相再循环至反应器单元的步骤。

[0034] 优选地，步骤1)中，所述烃混合物与催化剂的进料流中系统内部的循环量与系统外部的投料量的体积比为10～200：1；所述超重力反应器中转子的转速为100～2850rpm。

[0035] 优选地，步骤1)中，所述烃混合物与催化剂的进料流中系统内部的循环量与系统外部的投料量的体积比为10～40：1，所述超重力反应器中转子的转速为150～1500rpm。

[0036] 优选地，烷基化过程可以是半连续过程或连续过程。

[0037] 在烷基化过程中，将新鲜的异链烷烃和烯烃以一定的摩尔比供应到该过程中。对于连续反应的情况，通常将一种或多种含有异链烷烃的物料进行再循环使得过量的异链烷烃再回到超重力反应器中，以提高反应器中的烷烯比。

[0038] 通常情况下，在反应器流体流动路径中设置冷却管来除去烷基化反应所产生的热量。作为另一选择，对酸再循环物流实施冷却。反应器单元的流出物是催化剂和烃相的混合物，后者包含烷基化油和未反应的反应物(主要是异链烷烃)。

[0039] 分离器单元的作用是将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相以及气相。优选的分离器单元是沉降器单元，是指在重力作用下，使两种液相分开的任何分离器单元。实际上，由于硫酸的密度高于烃相的密度，因此反应器流出物通常在沉降器中分离为上方的烃相和下方的催化剂相。分离器单元也可采用旋流器单元，并设置了将至少部分反应器流出物供应至旋流器单元的装置，通过旋流器单元将反应器流出物分离为主要包含烷基化油的烃相的密度较低的流出物和主要包含催化剂相的密度较高的流出物。旋流器单元可以包含一个或多个串联的旋流器单元。

[0040] 可以单独使用旋流器单元，也可以将所述旋流器单元附加地设置到沉降器单元。优选的是，将所述一个或多个旋流器单元设置在沉降器单元上游，并设置装置将以含烷基化油的烃相为主的低密度流出物从旋流器单元传送至沉降器单元。

[0041] 可以将主要包含催化剂相的密度较高的旋流器单元流出物再循环至反应器单元，可选的是，将其与在沉降器单元中获得的催化剂相合并后再进行再循环。

[0042] 本发明中设置催化剂相再循环装置来将催化剂硫酸从沉降器单元再循环至反应器单元。通常，为了保持催化剂活性，将一部分硫酸催化剂作为废酸从工艺中移除，并添加新鲜的硫酸来使催化剂水平和活性保持不变。

[0043] 在沉降器中获得的含有烷基化油的烃相部分地被供应至分馏器单元，以得到产品烷基化油。分馏器单元通常包含一个或多个蒸馏子单元，包括主分馏塔、酸提馏塔和/或脱丙烷塔等。

[0044] 在分馏后，可以将所获得的烷基化油用来制备航空汽油或作为汽油用调和成份。烃相还可能包含大量的未反应的异链烷烃。优选的是，通过所提供的用于将异链烷烃从分馏器单元再循环至反应器的装置，将该异链烷烃至少部分地再循环到反应器单元。通过对烃相进行分馏，还可以获得其他烃物流，例如含有正链烷烃的物流。

[0045] 设置装置以使反应物和催化剂进入反应器，并且将反应器流出物供应至分离器单元并随后将含有烷基化油的烃相供应至分馏器单元。可以对反应器流出物进行中间处理，例如在换热器进行冷却或加热。同样适用于被供应至分馏器单元的含有烷基化油的烃相。通常通过设置使反应物和催化剂导入反应器单元的装置来产生反应物、产物和催化剂的流通流动路径。此外，设置装置来将反应器流出物从反应器单元的反应器流出物出口供应至分离器单元的反应器流出物进口。其中所述分离器单元在流体流动路径中位于反应器单元下游。另外，设置装置来将含有烷基化油的烃相从分离器单元的含烷基化油的烃相的出口供应至分馏器单元的含烷基化油的烃相的进口，其中所述分馏器单元在流体流动路径中位于分馏器单元的下游；设置催化剂再循环装置来将催化剂从沉降器单元再循环至反应器单元。

[0046] 本发明通过设置用于将部分的反应器流出物从反应器单元的反应器流出物出口再循环至反应器单元的反应器进口的装置，该装置使得可以在将反应器流出物分离为催化剂相和包含烷基化油的烃相之前将部分反应器流出物再循环。还可以通过设置用于将部分含烷基化油的烃相从分离器单元的含烷基化油的烃相的出口再循环至反应器单元的反应物进口的装置。该装置使得可以在分馏之前将部分含烷基化油的烃相再循环。

[0047] 本发明的烷基化反应器单元采用具有高度强化物料间混合效率的超重力反应器为烷基化反应器，并将大量的反应物再循环以提高异链烷烃与烯烃的摩尔比，即通过反应物循环的方式可以将异链烷烃与烯烃的摩尔比提高到20以上。在与再循环部分反应器流出物相比，烃再循环物的体积保持不变的情况下，通过设置装置来再循环包含烷基化油的烃相，需要再循环的体积较小。

[0048] 本发明的有益效果如下：

[0049] 本发明具有以下优点：

[0050] 1)本发明的烷基化反应器单元通过采用超重力反应器，可以使得烃相和催化剂相在进入超重力反应器的极短的时间内达到在分子尺度上混合均匀，可实现异链烷烃从烃相到催化剂相的快速质量传递及反应热的快速消散，从而防止产生局部化的高温区。

[0051] 2)本发明由于催化剂和烃相的循环采用的是用泵强制循环的方式，且采用的是一种具有能够在粘度较高的情况下高度强化物料之间混合的超重力反应器，因此本发明提供的生产方法可以在更低的温度下操作，具体说可以在-5℃的低温下操作。

[0052] 3)本发明的高异链烷烃与烯烃比例和极高的混合效率在较大程度上提高了烷基化油的选择性，同时减少了所形成的低聚物或聚合物的量，因此，本发明可以在烷烯比2-100的范围内制备得到辛烷值在97-100的烷基化油。

附图说明

[0053] 下面结合附图对本发明的具体实施方式作进一步详细的说明。

[0054] 图1示出本发明的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置示意图。

具体实施方式

[0055] 为了更清楚地说明本发明，下面结合优选实施例和附图对本发明做进一步的说明。附图中相似的部件以相同的附图标记进行表示。本领域技术人员应当理解，下面所具体描述的内容是说明性的而非限制性的，不应以此限制本发明的保护范围。

[0056] 实施例1

[0057] 本发明的一种利用硫酸为催化剂制备烷基化油的系统装置如图1所示：所述系统装置包括反应器单元100、催化剂与烃循环单元200、分离器单元300、异丁烷循环单元500和分馏器单元400，所述反应器单元100通过管道分别与催化剂与烃循环单元200和分离器单元300连接相通；所述催化剂与烃循环单元200通过管道与分离器单元300连接相通；所述分离器单元300通过管道分别与异丁烷循环单元500和分馏器单元400连接相通；所述催化剂与烃循环单元200、分离器单元300、异丁烷循环单元500和分馏器单元400分别通过管道与反应器单元100连接相通；所述反应器单元100包括至少一台超重力反应器；所述催化剂与烃循环单元200包括至少一台循环泵和至少一台气体分离罐；所述分离器单元300包括至少一台沉降罐和至少一台气液分离罐；所述异丁烷循环单元500包括至少一台气体压缩机和至少一台冷却器；所述分馏器单元400包括至少一台分馏塔。

[0058] 利用本发明系统装置以硫酸为催化剂制备烷基化油的具体工艺流程为：将包含烯烃和异链烷烃的烃混合物经管道101、反应物进口102供应至反应器单元100。催化剂硫酸经过管道103和催化剂入口104进入反应器单元。在反应器单元，烃混合物和催化剂硫酸接触并发生反应。通过反应器流出物出口105，将包含催化剂和烃的反应器流出物从反应器单元100取出并经由管道106后使其中的一部分经由管道108、管道202和催化剂与烃循环单元
200的进口201进入催化剂与烃循环单元200，其中催化剂与烃循环单元200中的下层流出物催化剂与烃相通过出口203经由管道204后用泵加压经管道112再循环进入管道103，经由进口104进入反应器单元100；上层流出物烃相205和管道206后进入分离器单元300的进口管道307和进口306进入分离器单元300。其它离开反应器单元的包含催化剂和烃的反应器流出物通过管道107后进入管道301并经由分离器单元的进口302进入分离器单元300。在分离器单元300，将包含催化剂和烃的反应器流出物分离为催化剂相、包含烷基化油的烃相和包含异丁烷的气相。从分离器单元底部的催化剂出口303和管道304将部分催化剂泵入到管道
312和管道112与催化剂和烃的混合物料相混合再进入管道103后进入反应器单元100，将剩余的另外的催化剂作为废酸通过管道305采出进行进一步处理。经由分离器单元300的气相出口308和管道309将分离出的包含异丁烷的气相经管道501和入口502供应至异丁烷循环单元500，经压缩冷却后的含异丁烷的液相经由异丁烷循环单元的出口503和管道504供应至管道110，将其再循环变成管道101中烃混合物的一部分。经由分离器单元300的含烷基化油的烃相出口310和管道311将烃相从分离器单元采出，经由管道401和进口402将其供应至分馏器单元400。从分馏器单元400底部的出口403通过管道404将下层流出物含有烷基化油的产物导出，该产物可用于燃料调和用途。从分馏器单元400的出口405和管道406将上层流出物含异丁烷的烃相采出，经由管道111将其再循环变成管道101中烃混合物的一部分。从分馏器单元还可以获得其它还有烃的物流(图中未显示)。

[0059] 新鲜的补充的催化剂硫酸经由管道109供应至反应器单元100，以保证反应器单元的酸烃比在合适的范围。

[0060] 实施例2

[0061] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为2：1，反应温度控制在4-7℃，压力为0.4MPa，烃混合物和催化剂的循环量与投料量的体积比为200:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为2850rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为97.2(研究法辛烷值)。

[0062] 实施例3

[0063] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯和异丁烯的混合物。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为4：1，反应温度控制在0-4℃，压力为0.3MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积为15:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为1500rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为98.1(研究法辛烷值)。

[0064] 实施例4

[0065] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为1-丁烯。、2-丁烯和异丁烯的混合物。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为10：1，反应温度控制在0-4℃，压力为0.3MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为15:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为1800rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为99.1(研究法辛烷值)。

[0066] 实施例5

[0067] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为2：1，反应温度控制在-4℃，压力为0.1MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为18:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为1500rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为97.4(研究法辛烷值)。

[0068] 实施例6

[0069] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为100：1，反应温度控制在10℃，压力为0.4MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为10:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为1800rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为99.7(研究法辛烷值)。

[0070] 实施例7

[0071] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为10：1，反应温度控制在10℃，压力为0.4MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为40:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为r1500pm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为99.8(研究法辛烷值)。

[0072] 实施例8

[0073] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为异丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为15：1，反应温度控制在20℃，压力为0.5MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为50:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为100rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为95.2(研究法辛烷值)。

[0074] 实施例9

[0075] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为2-丁烯和1-丁烯的混合物。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为1.5：1，反应温度控制在4℃，压力为0.3MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为200:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为2000rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为97.1(研究法辛烷值)。

[0076] 实施例10

[0077] 操作按图1所示流程进行。所述异链烷烃为异丁烷，所述烯烃为1-丁烯。在系统外部的投料量中，烃原料中烷烯比为5：1，反应温度控制在30℃，压力为0.6MPa，烃混合物和催化剂的循环量与原料的体积比为20:1。反应器采用超重力反应器，转子转速为1500rpm，分离器采用重力沉降器，分馏器采用填料塔，从填料塔底部得到的烷基化油的辛烷值为93.2(研究法辛烷值)。

[0078] 对比例1

[0079] 同实施例9，不同之处在于采用搅拌釜作为反应器单元进行反应，所得到的烷基化油的辛烷值为93.5研究法辛烷值)。

[0080] 对比例2

[0081] 同实施例10，不同之处在于采用搅拌釜作为反应器单元进行反应，搅拌转速为1000rpm，所得到的烷基化油的辛烷值为91.3(研究法辛烷值)。

[0082] 显然，本发明的上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非是对本发明的实施方式的限定，对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动，这里无法对所有的实施方式予以穷举，凡是属于本发明的技术方案所引伸出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之列。