一种烷基化反应方法技术领域
本发明属于一种从含碳原子数较少的烃制备含碳原子数较多的烃的方法，具体地说
是一种使用固体酸催化剂的异构烷烃与烯烃的烷基化反应方法。
背景技术
在油品的加工过程中，如催化裂化、延迟焦化和热裂化等工艺过程都会产生液化气
馏分，经过气体分馏装置回收丙烯后，得到以C4烷烃和烯烃为主要组成的C4馏分，C4
馏分中的异丁烷与丁烯可以通过烷基化反应生产烷基化汽油。烷基化汽油不含硫、氮等
杂质，不含芳烃和烯烃，且具有较高的辛烷值，是理想的清洁汽油调和组分。随着我国
环保要求的不断提高，对清洁汽油调和组分的需求越来越大，因此，开发具有竞争力的
烷基化技术，扩大烷基化汽油的供给是很有必要的。
目前烷基化工业装置采用的是液体酸催化的烷基化工艺，所用的液体酸催化剂主要
是硫酸和氢氟酸。硫酸法烷基化工艺对酸催化剂的浓度要求很高，当硫酸的浓度降低到
一定程度，通常为88-90％时，烷基化汽油的辛烷值就会明显下降，设备腐蚀加快，此时
就需要排出废酸并补充新鲜浓硫酸，导致单位产品的酸耗较高。虽然大型的硫酸法烷基
化装置多采用焚烧法回收废酸，但回收过程会对环境造成污染。氢氟酸法烷基化工艺使
用的氢氟酸是具有高度挥发性的剧毒物质，当与人体皮肤表面直接接触时，不仅会使皮
肤表面严重烧伤，而且氟离子还会穿透皮肤伤害人体的组织及骨骼，若空气中含有微量
的氢氟酸，被人吸入同样会对人体造成严重的伤害。氢氟酸还具有极强的腐蚀性，装置
内与超过65℃的高浓度氢氟酸接触的设备、管线及阀门均需要采用昂贵的蒙耐尔合金，
装置每年的检修及设备维护的费用很高。
虽然液体酸烷基化技术经过几十年的应用与改进已经十分成熟，但强酸对设备的腐
蚀及酸泄漏对环境的威胁是无法避免的，因此，人们一直致力于开发环境友好的烷基化
工艺。
使用固体酸催化剂的烷基化工艺选用具有酸性中心的固体催化材料作为催化剂，烷
基化反应在催化剂表面的酸性中心上进行，反应产物与催化剂容易分离，设备不需要采
用昂贵的耐腐蚀材质，而且不存在酸泄漏的风险，因此，是一种环境友好的烷基化工艺。
近些年来，人们围绕催化材料的选择及制备、反应条件的优化、工艺设备的开发以及工
艺流程的研究等方面做了大量的探索性工作，使用固体酸催化剂的烷基化工艺具有了较
好的工业应用前景。
使用固体酸催化剂的烷基化工艺面临的最主要的问题是催化剂失活较快，催化剂的
周期寿命较短。催化剂周期寿命的长短会直接影响所选择的工艺方案，在通常情况下，
催化剂的周期寿命越长，工艺方案的实施越容易，且装置的操作费用越少，因此，通过
适当的方法延长催化剂的周期寿命是非常有意义的。
CN1049418C和CN1057989C提出了烷基化反应温度和压力分别在异构烷烃的临界
温度和临界压力之上的烷基化方法，虽然通过在超临界反应条件下操作，有效地延长了
催化剂的周期寿命，但是由于所述的异构烷烃的临界温度在135℃以上，在较高的反应温
度下，反应物料中的烯烃易于发生叠合反应，使反应的选择性变差，烷基化汽油的收率
下降，烷基化汽油中的C9+组分增多，烷基化汽油的干点易于超出汽油的馏程范围。
发明内容
本发明的目的在于克服现有的固体酸催化的烷基化反应方法存在的催化剂周期寿
命短的技术问题，提供一种烷基化反应方法，该方法能有效地延长采用固体酸作为催化
剂的烷基化反应工艺中，作为催化剂的固体酸的周期寿命。
本发明提供了一种烷基化反应方法，该方法包括：
(1)提供n个催化剂床层，所述催化剂床层中装填有烷基化催化剂，所述烷基化
催化剂为固体酸催化剂，n为不小于2的整数；
(2)将反应物流引入催化剂床层中，在烷基化反应条件下与烷基化催化剂接触，
得到烷基化反应产物，所述反应物流含有烷基化反应原料、可选的循环异构烷烃以及可
选的循环烷基化反应产物，其中，反应物流采用以下方式引入催化剂床层中：含有部分
烷基化反应原料、可选的循环异构烷烃以及可选的循环烷基化反应产物的入口物流进出
催化剂床层的方式周期性地在方式一和方式二之间切换，
方式一为将所述入口物流引入第一个催化剂床层，依次通过n个催化剂床层，从第
n个催化剂床层引出烷基化反应产物，
方式二为将所述入口物流引入第n个催化剂床层，依次通过n个催化剂床层，从第
1个催化剂床层引出烷基化反应产物，
剩余部分烷基化反应原料引入位于所述入口物流进入的催化剂床层下游的催化剂
床层中，并通过位于下游的催化剂床层；
(3)将至少部分烷基化反应产物进行分离，可选地将至少部分回收异构烷烃送入
所述入口物流中作为循环异构烷烃。
根据本发明的烷基化反应方法能有效地延长催化剂的周期寿命(即，两次再生之间
的时间间隔)，减少催化剂的再生频次，一方面有利于延长催化剂的总寿命，另一方面还
能降低催化剂再生过程的能耗。
根据本发明的方法操作简便，并且对设备没有特别要求，不仅适用于新建设备，而
且对已有设备的管线进行简单的改造并加装控制阀门即可实施。
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。
图1用于说明根据本发明的烷基化反应方法的一种优选实施方式。
图2用于说明根据本发明的烷基化反应方法的另一种优选实施方式。
具体实施方式
以下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。
根据本发明的烷基化反应方法，包括：
(1)提供n个催化剂床层，所述催化剂床层中装填有烷基化催化剂，所述烷基化
催化剂为固体酸催化剂，n为不小于2的整数，可以为2-30的整数，具体可以为2、3、
4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、
25、26、27、28、29、30；
(2)将反应物流引入催化剂床层中，在烷基化反应条件下与烷基化催化剂接触，
得到烷基化反应产物，所述反应物流含有烷基化反应原料、可选的循环异构烷烃以及可
选的循环烷基化反应产物，其中，反应物流采用以下方式引入催化剂床层中：含有部分
烷基化反应原料、可选的循环异构烷烃以及可选的循环烷基化反应产物的入口物流进出
催化剂床层的方式周期性地在方式一和方式二之间切换，
方式一为将所述入口物流引入第一个催化剂床层，依次通过n个催化剂床层，从第
n个催化剂床层引出烷基化反应产物，
方式二为将所述入口物流引入第n个催化剂床层，依次通过n个催化剂床层，从第
1个催化剂床层引出烷基化反应产物，
剩余部分烷基化反应原料引入位于所述入口物流进入的催化剂床层下游的催化剂
床层中，并通过位于下游的催化剂床层；
(3)将至少部分烷基化反应产物进行分离，可选地将至少部分回收异构烷烃送入
所述入口物流中作为循环异构烷烃。
本发明中，“可选的”和“可选地”表示非必要，可以理解为“含或不含”或者“包
括或不包括”。
所述烷基化催化剂为固体酸催化剂，可以为常见的表面具有酸性中心的固体物质，
既可以为酸性固体物质，也可以为固体负载酸。所述烷基化催化剂的具体实例可以包括
但不限于分子筛催化剂、负载型杂多酸催化剂、负载型杂多酸盐催化剂、非负载型杂多
酸盐催化剂和超强酸催化剂(如SO42-/氧化物超强酸催化剂、负载型B-L酸共轭固体超
强酸催化剂)中的一种或两种以上的组合。
在本发明的一种优选实施方式中，所述烷基化催化剂为分子筛催化剂。采用分子筛
催化剂作为所述烷基化催化剂能使得烷基化反应在更低的反应温度下进行，从而获得更
高的产物选择性。所述分子筛催化剂中的分子筛可以为X分子筛、Y分子筛和β分子筛
中的一种或两种以上的组合，优选为Y分子筛。所述分子筛催化剂可以为成型催化剂，
也可以为未成型催化剂。所述成型催化剂一般含有分子筛和粘结剂，所述粘结剂可以为
常见的各种耐热无机氧化物和/或粘土。本发明中，所述耐热无机氧化物是指最高使用温
度不低于600℃的无机氧化物。所述耐热无机氧化物的具体实例可以包括但不限于氧化硅
和氧化铝。所述粘结剂的含量可以为常规选择，一般地，以所述成型催化剂的总量为基
准，所述粘结剂的含量可以为40-90质量％，优选为45-80质量％，更优选为50-70质量
％；所述分子筛的含量可以为10-60质量％，优选为20-55质量％，更优选为30-50质量
％。
作为成型催化剂的一个实例，所述成型催化剂含有分子筛、氧化铝、氧化硅以及可
选的粘土，以成型催化剂的总量为基准，分子筛的含量可以为10-60质量％，优选为20-55
质量％，更优选为30-50质量％；氧化铝的含量可以为10-50质量％，优选为15-40质量
％，更优选为20-40质量％；氧化硅的含量可以为0.5-25质量％，优选为3-20质量％，更
优选为5-15质量％；粘土的含量可以为0-30质量％，优选为5-30质量％，更优选为10-30
质量％。该成型催化剂可以采用包括以下步骤的方法制备：将分子筛、铝溶胶、水合氧
化铝、硅溶胶、胶溶剂以及可选的粘土与水混合，将得到的浆料进行成型，从而得到成
型催化剂。所述胶溶剂可以为常见的各种酸，其具体实例可以包括但不限于盐酸、硝酸
和磷酸。所述水合氧化铝可以为拟薄水铝石、一水铝石、三水铝石和拜耳石中的一种或
两种以上，优选为拟薄水铝石和/或三水铝石，更优选为拟薄水铝石。在制备浆料时，物
料的添加顺序没有特别限定，可以为常规选择。一般地，可以将胶溶剂添加到水合氧化
铝中，可选地加入粘土后，加入分子筛，最后加入铝溶胶、硅溶胶和水。成型的方式没
有特别限定，可以采用本领域常用的各种成型方式，例如：挤条、喷雾、滚圆、压片或
它们的组合。
在本发明的一种更为优选的实施方式中，所述固体酸催化剂含有分子筛、第VIII
族贵金属元素以及可选的粘结剂。采用根据该优选实施方式的固体酸催化剂作为烷基化
催化剂，在其余条件相同的情况下，能获得更长的周期寿命和使用寿命，同时还能获得
更高的产物选择性。本发明中，催化剂的周期寿命是指两次再生之间的时间间隔，所述
周期寿命的具体数值根据装置的运行规程而有所不同。本发明采用以下方法确定催化剂
的周期寿命：检测烷基化反应产物中烯烃的含量，在烷基化反应产物中烯烃的质量含量
无法达到1000ppm以下时，认为催化剂达到其周期寿命，需要进行再生。本发明中，催
化剂的使用寿命是指催化剂从开始使用至即使再生也无法有效恢复其活性所持续的时
间，一般地，催化剂经再生后用于烷基化反应时，催化剂的周期寿命降低到无法维持反
应与再生之间的正常切换并影响装置的连续运转时，则认为该催化剂已达到其使用寿命，
需要从反应器中卸出。
在该更为优选的实施方式中，以所述固体酸催化剂的总量为基准，以元素计的所述
第VIII族贵金属元素的含量可以为0.1-1质量％，优选为0.2-0.9质量％，更优选为0.4-0.8
质量％。
在该更为优选的实施方式中，所述分子筛可以为X分子筛、Y分子筛和β分子筛中
的一种或两种以上。优选地，所述分子筛为Y分子筛，这样能获得更长的周期寿命和使
用寿命，同时还能获得更高的产物选择性。所述Y分子筛可以为常见的各种Y分子筛。
在该更为优选的实施方式中，所述第VIII族贵金属元素可以为铂(Pt)和/或钯(Pd)。
从进一步提高催化剂的周期寿命和使用寿命，并进一步提高产物选择性的角度出发，所
述第VIII族贵金属元素优选为Pt。
在该更为优选的实施方式中，所述固体酸催化剂优选还含有至少一种过渡金属元
素，这样能进一步延长催化剂的周期寿命，并进一步提高固体酸催化剂在再生后的活性
稳定性和产物选择性。所述过渡金属元素的含量可以根据所述第VIII族贵金属的含量进
行选择。优选地，以元素计，所述过渡金属元素的质量含量为所述第VIII族贵金属元素
的质量含量的1-2倍。所述过渡金属元素的具体实例可以包括但不限于锰、铁、钴和镍
中的一种或两种以上。从进一步延长烷基化催化剂的周期寿命、再生后的活性稳定性以
及产物选择性的角度出发，所述过渡金属优选为锰。
在该更为优选的实施方式中，所述分子筛可以为未成型分子筛，也可以为成型分子
筛。在所述分子筛为成型分子筛时，所述固体酸催化剂还含有粘结剂。所述粘结剂可以
为常见的各种耐热无机氧化物和/或粘土。所述耐热无机氧化物的具体实例可以包括但不
限于氧化硅和氧化铝。所述成型分子筛可以采用上文所述的成型催化剂的制备方法进行
成型。所述粘结剂的用量可以为常规选择，一般地，以所述固体酸催化剂的总量为基准，
所述粘结剂的含量可以为40-90质量％，优选为45-80质量％，更优选为50-70质量％。
根据该更为优选的实施方式的固体酸催化剂可以采用包括以下步骤的方法制备：
(A)提供一种浸渍液，所述浸渍液含有第VIII族贵金属离子以及可选的过渡金属离子；
(B)用所述浸渍液浸渍分子筛或者含有分子筛和粘结剂的成型体，将经浸渍的分
子筛或者经浸渍的成型体进行干燥和焙烧。
所述第VIII族贵金属离子可以来自于第VIII族贵金属的可溶性化合物(如水溶性
化合物)。具体地，在所述第VIII族贵金属含有Pd时，所述浸渍液中的钯离子和/或含有
钯的离子团可以来自于氯化钯、醋酸钯、硝酸钯、以及氯钯酸及其可溶性盐(如碱金属
盐)。在所述第VIII族贵金属含有Pt时，所述浸渍液中的铂离子和/或含有铂的离子团可
以来自于氯铂酸及其可溶性盐(如碱金属盐)。
所述过渡金属离子可以来自于含过渡金属元素的可溶性化合物(如水溶性化合物)。
优选地，所述过渡金属离子来自于含过渡金属元素的硝酸盐。
所述浸渍液的溶剂优选为水。
所述浸渍液还可以含有Cl-，所述Cl-可以由HCl提供。所述浸渍液中，由HCl提供
的Cl-的质量含量可以为所述第VIII族贵金属离子的质量含量的2-5倍，优选为3-4倍。
所述浸渍的次数可以为单次，也可以为多次，优选为2次以上，例如可以为2-5次。
在所述浸渍液含有Cl-时，优选浸渍的次数为2次以上，如2-5次，这样能获得进一步提
高的催化剂活性稳定性。可以根据预期在分子筛上引入的第VIII族贵金属元素、可选的
过渡金属元素的含量以及浸渍的次数确定所采用的浸渍液的浓度。
所述浸渍可以为等容浸渍，也可以为过量浸渍，没有特别限定。
所述干燥的温度以足以脱除浸渍得到的混合物中的溶剂为准。一般地，所述干燥可
以在50-200℃的温度下进行，优选在60-180℃的温度下进行，更优选在80-160℃的温度
下进行，如在120-150℃的温度下进行。所述干燥可以在常压(即，环境压力，通常为1
标准大气压)下进行，也可以在减压(即，低于环境压力)的条件下进行，没有特别限
定。所述干燥的持续时间可以根据干燥的条件以及干燥的方式进行选择，以能脱除或者
基本脱除经浸渍得到的混合物中的溶剂为准。
所述焙烧可以在常规条件下进行。一般地，所述焙烧的温度可以为350-800℃，优
选为450-650℃，更优选为500-600℃；所述焙烧的持续时间可以为1-10小时，优选为2-8
小时，更优选为4-6小时。所述焙烧可以在含氧气氛中进行，也可以在非活性气氛中进
行。所述非活性气氛例如可以为氮气和/或零族元素气体(如氩气)气氛。
在所述浸渍的次数为2次以上时，优选每次浸渍之后依次进行干燥和焙烧。
在用于浸渍的分子筛为未成型分子筛时，浸渍以及相应的干燥和焙烧完成之后可以
直接作为烷基化催化剂使用，也可以在最后一次浸渍以及相应的干燥和焙烧之后，采用
前文所述的成型方法进行成型后作为烷基化催化剂使用。
根据该优选实施方式的烷基化催化剂在使用前，可以采用常规方法进行活化，以将
第VIII族贵金属元素还原成金属单质。所述活化可以在还原性气氛中进行，如氢气气氛
中。还原的具体条件可以根据所使用的还原性气体的种类进行选择。例如：在使用氢气
作为还原性气体时，温度可以为300-500℃；时间可以为1-8小时。
根据本发明的烷基化反应方法，反应物流含有烷基化反应原料、可选的循环异构烷
烃以及可选的循环烷基化反应产物。根据本发明的烷基化反应方法，含有部分烷基化反
应原料、可选的循环异构烷烃以及可选的循环烷基化反应产物的入口物流进出催化剂床
层的方式周期性地在前文所述的方式一和方式二之间切换，剩余部分烷基化反应原料引
入位于所述入口物流进入的催化剂床层下游的催化剂床层中，并通过位于下游的催化剂
床层。
本发明中，催化剂床层的编号为固定编号，不随入口物流流向的改变而改变。本发
明中，“上游”和“下游”随入口物流流向的改变而改变，以入口物流在催化剂床层中流
动方向为基准，入口物流先通过的催化剂床层为上游。
根据本发明的烷基化反应方法，入口物流进出催化剂床层的方式周期性地在前文所
述的方式一和方式二之间切换的周期可以根据烷基化催化剂的周期寿命进行选择。一般
地，作为烷基化催化剂的固体酸的周期寿命在几小时至几十小时之间变化。对于周期寿
命较短的固体酸催化剂，可以采用较短的切换周期；对于周期寿命较长的固体酸催化剂，
则可以采用较长的切换周期。但是，在不增加操作复杂程度和操作费用的前提下，优选
尽可能缩短切换周期，以进一步延长烷基化催化剂的周期寿命。具体地，所述切换的周
期可以为10分钟至10小时，优选为30分钟至8小时，更优选为1小时至4小时，例如
可以为1小时至2小时。
根据本发明的烷基化反应方法，除进入入口物流的烷基化反应原料外的剩余烷基化
反应原料在催化剂床层中的流向与入口物流在催化剂床层中的流向一致，只是进入催化
剂床层的位置不同，因此在改变入口物流在催化剂床层中的流向时，相应改变剩余烷基
化反应原料在催化剂床层中的流动方向，以使其与入口物流的流向一致。
可以用管线将第一个催化剂床层和第n个催化剂床层的入口连通，同时在连通管路
上设置阀门，通过开启或关闭阀门，从而改变入口物流的流动方向。可以在剩余烷基化
反应原料输送管线上设置分别与位于第一个催化剂床层和第n个催化剂床层之间的各个
催化剂床层两端的物料口连通的支路，引入的剩余烷基化反应原料在反应器内随着反应
器内物流流动方向的变化，分别流向物料口上方或下方的催化剂床层。
根据本发明的烷基化反应方法，可以将全部剩余烷基化反应原料送入位于入口物流
进入的催化剂床层下游的一个催化剂床层中，也可以送入位于入口物流进入的催化剂床
层下游的多个催化剂床层中。在一种优选实施方式中，将剩余烷基化反应原料分成n-1
份，分别送入位于入口物流进入的催化剂床层下游的n-1个催化剂床层中。在该优选的
实施方式中，更优选将烷基化反应原料均匀分成n份，一份作为入口物流或者与可选的
循环异构烷烃以及可选的循环烷基化反应产物混合后作为入口物流，剩余的n-1份则分
别送入位于入口物流进入的催化剂床层下游的n-1个催化剂床层中。
所述烷基化反应原料含有异构烷烃和烯烃。所述异构烷烃可以为烷基化反应中常用
的异构烷烃，优选为C4-C6的异构烷烃，更优选为异丁烷。所述烯烃优选为单烯烃，更优
选为C3-C6的单烯烃，进一步优选为C4单烯烃。
所述烷基化反应原料可以为常规来源的烷基化反应原料，例如各种来源的液化气。
所述液化气可以为催化裂化装置的气体分馏单元输出的液化气，还可以为延迟焦化装置
的气体分馏单元输出的液化气，也可以为热裂化装置的气体分馏单元输出的液化气。所
述液化气也可以为多种来源的液化气的混合物，例如上述装置的气体分馏单元中的两者
以上输出的液化气的混合物。
根据本发明的烷基化反应方法，所述反应物流中，异构烷烃与烯烃的摩尔比可以为
常规选择。一般地，所述反应物流中，异构烷烃与烯烃的摩尔比(即，烷烯比)为30-1000，
这样不仅能使烯烃完全或基本完全转化，而且能获得更高的产物选择性，同时还能使烷
基化催化剂具有更高的活性稳定性。优选地，所述反应物流中，异构烷烃与烯烃的摩尔
比为300-750。更优选地，所述反应物流中，异构烷烃与烯烃的摩尔比为300-500，如
300-400。
在所述烷基化反应原料自身携带的异构烷烃的量不足以使反应物流中的烷烯比满
足上述要求时，根据本发明的方法优选将至少部分回收异构烷烃送入所述入口物流中作
为循环异构烷烃。
通过将回收异构烷烃循环送入入口物流中，能有效地提高烷基化反应原料的烷烯
比。所述回收异构烷烃通常是通过分馏系统回收得到的，而未经分离的烷基化反应产物
(即，烷基化反应器流出物)也含有丰富的异构烷烃，如果将烷基化反应产物直接循环
使用，仅需克服反应器的压差即可。因此，根据本发明的烷基化反应方法，更优选将部
分烷基化反应产物不经分离直接送入反应器入口物流中，这样不仅能提高烷基化反应原
料中的烷烯比，而且装置的能耗增加有限。
返回入口物流的回收异构烷烃(以回收异构烷烃中的异构烷烃的量计)与反应物流
中的烯烃的摩尔比可以为5-50，优选为8-30。可以根据回收异构烷烃的循环量来确定烷
基化反应产物的循环量，以能使反应物流中异构烷烃与烯烃的摩尔比能满足要求，例如
前文所述的比例为准。
可以采用多种方法对烷基化反应产物进行分离，从而得到回收异构烷烃。在一种实
施方式中，将烷基化反应产物进行分馏，从而得到作为回收异构烷烃的异构烷烃馏分(异
构烷烃馏分中，异构烷烃的质量含量通常为85％以上，如85-90％)，同时得到其它馏分，
如轻馏分、正构烷烃馏分以及烷基化汽油馏分。所述轻馏分的主要组分为丙烷，主要是
由烷基化反应原料带入的，在产生所述烷基化反应原料的装置操作正常时，丙烷的带入
量很少。所述轻馏分可以并入燃料气管网或者作为液化气回收。所述异构烷烃馏分的主
要组分为异构烷烃，同时还含有少量的正构烷烃。所述正构烷烃馏分的主要组分为正构
烷烃，同时含有少量异构烷烃，所述正构烷烃主要由烷基化反应原料带入。所述正构烷
烃馏分可以作为液化气或者作为化工原料；所述烷基化汽油馏分是目标产物，以C8烷烃
为主，具有较高的辛烷值，可以作为汽油的调和组分使用。
根据本发明的烷基化反应方法，所述烷基化反应可以在30-300℃的温度下进行。在
本发明的一种优选的实施方式中，所述固体酸催化剂为分子筛催化剂，所述烷基化反应
即使在较低的温度下进行，也能获得较高的烯烃转化率，同时还能获得更高的产物选择
性，并进一步延长催化剂的周期寿命。在该优选的实施方式中，所述烷基化反应优选在
低于异构烷烃的临界温度的温度下进行，更优选在不高于120℃的温度下进行(如30-120
℃的温度下进行)，进一步优选在不高于100℃的温度下进行，更进一步优选在50-90℃
的温度下进行，如70-80℃的温度下进行。
根据本发明的烷基化反应方法，在烷基化反应过程中，所述烷基化反应器内的压力
一般可以为1-5MPa，优选为1-3.4MPa，更优选为2-3MPa。所述压力为表压。所述反应
器入口物流中烯烃的重时空速可以为0.01-2h-1，优选为0.03-0.5h-1。
根据本发明的烷基化反应方法，在烷基化催化剂的活性不能满足反应产物中烯烃的
质量含量不高于1000ppm的要求时(即，烷基化催化剂达到其周期寿命时)，可以采用
常规方法进行再生。本发明的方法对于再生的方式没有特别限定，可以在常规的再生条
件下进行。具体地，所述再生可以在氢气气氛中进行，也可以在含氧气氛中进行。所述
含氧气氛含有氧气以及可选的载气，所述载气可以选自非活性气体，其具体实例可以包
括但不限于氮气和零族元素气体(如氩气)。所述含氧气氛中，氧气的含量可以为0.5-20
体积％。另外，还可以根据再生的进程对氧气的含量进行调整，例如：随再生进程逐步
提高氧气的含量，如在再生初期可以将氧气的含量控制为约0.5体积％，再生末期可以将
氧气的含量提高到约20体积％。
作为再生的一个实例，所述再生在氢气气氛中进行，可以在100-400℃、优选200-300
℃的温度下进行再生；再生时，反应器内的压力可以为1-10MPa，优选为2-5MPa，所述
压力为表压。作为再生的另一个实例，所述再生在含氧气氛中进行，可以在350-550℃的
温度下进行再生；再生时，反应器内的压力可以为0.2-2MPa，所述压力为表压。从进一
步延长烷基化催化剂的总寿命的角度出发，所述再生在氢气气氛中进行。
由于再生会使得烷基化反应停止，因此优选设置两组以上催化剂床层，每组催化剂
床层具有n个催化剂床层，至少一组催化剂床层处于烷基化反应操作状态，烷基化催化
剂的活性降低的催化剂床层所在组可以进行再生操作，以使烷基化催化剂恢复活性。
在一种实施方式中，所述n个催化剂床层位于x台烷基化反应器中(x取区间[1，
n]内的任意整数，优选取1或n)，可以设置至少两组烷基化反应器，每组具有x台烷基
化反应器，至少一组处于烷基化反应操作状态，剩余组处于烷基化催化剂再生状态。在
再生结束后，可以将该组烷基化反应器切换为烷基化反应状态，同时相应将催化剂活性
降低的烷基化反应器组切换为再生状态。此时，可以调整再生条件使得再生时间基本与
烷基化催化剂的周期寿命一致或少于催化剂的周期寿命。
图1示出了根据本发明的烷基化反应方法的一种优选的实施方式，以下结合图1对
该实施方式进行详细说明。
在图1中，烷基化反应原料由管线1引入后，分成n份分别由管线1a、1b、…、1n
(1n中的n表示烷基化反应原料的份数，取值与催化剂床层的数量一致，“1a”和“1b”
表示管线的编号，管线的数量与催化剂床层的数量一致，下同)引入反应系统，其中，
管线1a中的烷基化反应原料与管线16来的循环异构烷烃馏分混合，经管线2与烷基化
反应产物循环泵12的出口物流混合，再经管线3进入反应进料加热器4，加热至反应器
入口所需温度的混合反应物流经管线5a、自动开关阀6a、管线7a由下部进入烷基化反
应器8，烷基化反应器8内以固定床形式装填有固体酸烷基化催化剂，反应器内的催化剂
分成n个床层，由下向上依次命名为8a、8b、…、8n，由底部引入反应器的混合物流首
先接触床层8a内的催化剂，由床层8a上部引出的反应物流与管线1b内的第二份烷基化
反应原料混合并引入床层8b，依此类推，床层8(n-1)上部引出的反应物流与管线1n内的
第n份烷基化反应原料混合并引入床层8n，床层8n上部引出的反应物流由管线9a引出
反应器，再分别经自动开关阀10a和管线11后，一部分反应物流由烷基化反应产物循环
泵12增压后在反应系统内循环，另一部分反应物流由管线13引出并送至分馏系统14进
行分离。分离得到的以丙烷为主要组成的轻馏分由管线15引出，送至燃料气管网或回收
丙烷作为液化气组分；分离得到的以异构烷烃为主要组成的循环异构烷烃馏分由管线16
引出并与由管线1a来的烷基化反应原料混合，在装置内循环；分离得到的以正构烷烃为
主要组成的正构烷烃馏分由管线17引出，作为液化气组分或化工原料；分离得到的烷基
化汽油由管线18引出，作为优质的汽油调和组分引至汽油罐区储存。
在上面所描述的烷基化方法中，反应物流在烷基化反应器8内由下向上依次通过各
个催化剂床层，在这种操作方式下运行一段时间后，切换为反应物流在烷基化反应器8
内由上向下依次通过各个催化剂床层，切换操作方式后的工艺过程具体描述为：烷基化
反应原料由管线1引入后，分成n份分别由管线1a、1b、…、1n引入反应系统，其中管
线1a中的烷基化反应原料与管线16来的循环异构烷烃馏分混合，经管线2与反应产物
循环泵12的出口物流混合，再经管线3进入反应进料加热器4，加热至反应器入口所需
温度的混合反应物流经管线5b、自动开关阀6b、管线7b由上部进入烷基化反应器8，由
上部引入反应器的混合物流首先接触床层8n内的催化剂，由床层8n下部引出的反应物
流与管线1n内的烷基化反应原料混合并引入床层8(n-1)，依此类推，床层8b下部引出的
反应物流与管线1b内的烷基化反应原料混合并引入床层8a，床层8a下部引出的反应物
流由管线9b引出反应器，再分别经自动开关阀10b和管线11后，一部分反应物流由烷
基化反应产物循环泵12增压后在反应系统内循环，另一部分反应物流由管线13引出并
送至分馏系统14进行分离。分离得到的以丙烷为主要组成的轻馏分由管线15引出，送
至燃料气管网或回收丙烷作为液化气组分；分离得到的以异构烷烃为主要组成的循环异
构烷烃馏分由管线16引出并与由管线1a来的烷基化反应原料混合，在装置内循环；以
正构烷烃为主要组成的正构烷烃馏分由管线17引出，作为液化气组分或化工原料；烷基
化汽油由管线18引出，作为优质的汽油调和组分引至汽油罐区储存。
反应物流在烷基化反应器8内周期性地在向上流动和向下流动两种方式之间切换。
当反应物流在烷基化反应器8内向上流动时，一对自动开关阀中的6a开启，6b关闭，另
一对自动开关阀中的10a开启，10b关闭；当反应物流在烷基化反应器内向下流动时，一
对自动开关阀中的6b开启，6a关闭，另一对自动开关阀中的10b开启，10a关闭。通过
自动开关阀6a、6b、10a和10b的周期性动作，实现不同操作方式之间的自动切换。
图2示出了根据本发明的烷基化反应方法的另一种优选实施方式。以下结合图2对
该实施方式进行详细说明。
在图2中，烷基化反应原料由管线1引入后，分成n份分别由管线1a、1b、…、1n
引入反应系统，其中管线1a中的烷基化反应原料与管线16来的循环异构烷烃馏分混合，
经管线2与烷基化反应产物循环泵12的出口物流混合，再经管线3进入反应进料加热器
4，加热至反应器入口所需温度的混合反应物流经管线5a、自动开关阀6a、管线7a由下
部进入烷基化反应器8a，烷基化反应器8a内以固定床形式装填有固体酸烷基化催化剂，
烷基化反应器8a的上部分别设有反应器8b、8c、…、8n，反应器的总个数为n，由底部
引入反应器8a的混合反应物流中的烯烃与异构烷烃在催化剂表面发生烷基化反应并生成
烷基化汽油，由反应器8a上部引出的反应物流与管线1b内的第二份烷基化反应原料混
合并引入反应器8b，依此类推，反应器8(n-1)上部引出的反应物流与管线1n内的第n份
烷基化反应原料混合并引入反应器8n，反应器8n上部引出的反应物流由管线9a引出反
应系统，再分别经自动开关阀10a和管线11后，一部分反应物流由烷基化反应产物循环
泵12增压后在反应系统内循环，另一部分反应物流由管线13引出并送至分馏系统14进
行分离。分离得到的以丙烷为主要组成的轻馏分由管线15引出，送至燃料气管网或回收
丙烷作为液化气组分；分离得到的以异构烷烃为主要组成的循环异构烷烃馏分由管线16
引出并与由管线1a来的烷基化反应原料混合，在装置内循环；分离得到的以正构烷烃为
主要组成的正构烷烃馏分由管线17引出，作为液化气组分或化工原料；分离得到的烷基
化汽油由管线18引出，作为优质的汽油调和组分引至汽油罐区储存。
在上面所描述的烷基化方法中，反应物流在烷基化反应系统内由下向上依次通过各
个烷基化反应器，在这种操作方式下运行一段时间后，切换为反应物流在烷基化反应系
统内由上向下依次通过各个烷基化反应器，切换操作方式后的工艺过程具体描述为：烷
基化反应原料由管线1引入后，分成n份分别由管线1a、1b、…、1n引入反应系统，其
中管线1a中的烷基化反应原料与管线16来的循环异构烷烃馏分混合，经管线2与烷基
化反应产物循环泵12的出口物流混合，再经管线3进入反应进料加热器4，加热至反应
器入口所需温度的混合反应物流经管线5b、自动开关阀6b、管线7b由上部进入烷基化
反应器8n，反应物流首先接触反应器8n内上部的催化剂，其中的烯烃与异构烷烃在催化
剂表面发生烷基化反应并生成烷基化汽油，由反应器8n下部引出的反应物流与管线1n
内的烷基化反应原料混合并引入反应器8(n-1)，依此类推，反应器8b下部引出的反应物
流与管线1b内的烷基化反应原料混合并引入反应器8a，反应器8a下部引出的反应物流
由管线9b引出反应系统，再分别经自动开关阀10b和管线11后，一部分反应物流由烷
基化反应产物循环泵12增压后在反应系统内循环，另一部分反应物流由管线13引出并
送至分馏系统14进行分离。分离得到的以丙烷为主要组成的轻馏分由管线15引出，送
至燃料气管网或回收丙烷作为液化气组分；分离得到的以异构烷烃为主要组成的循环异
构烷烃馏分由管线16引出并与由管线1a来的烷基化反应原料混合，在装置内循环；分
离得到的以正构烷烃为主要组成的正构烷烃馏分由管线17引出，作为液化气组分或化工
原料；分离得到的烷基化汽油由管线18引出，作为优质的汽油调和组分引至汽油罐区储
存。
反应物流在由n个烷基化反应器组成的反应系统内周期性地在向上流动和向下流动
两种方式之间切换。当反应物流在烷基化反应系统内向上流动时，一对自动开关阀中的
6a开启，6b关闭，另一对自动开关阀中的10a开启，10b关闭；当反应物流在烷基化反
应系统内向下流动时，一对自动开关阀中的6b开启，6a关闭，另一对自动开关阀中的
10b开启，10a关闭。通过自动开关阀6a、6b、10a和10b的周期性动作，实现不同操作
方式之间的自动切换。
以下结合实施例详细说明，但并不因此限制本发明的范围。
以下实施例和对比例中，采用气相色谱法测定烷基化反应产物的组成。
以下实施例和对比例中，分馏得到的烷基化汽油的马达法辛烷值(MON)按GB/T503
的规定进行测定，研究法辛烷值(RON)按GB/T5487的规定进行测定。
制备例1-10用于制备烷基化催化剂。
制备例1
伴随搅拌，向水合氧化铝中加入硝酸(HNO3的浓度为65质量％，以浆料的总量为
基准，HNO3的用量为2质量％)，然后加入粘土，打浆10分钟，然后加入Y分子筛(购
自中国石化催化剂分公司，比表面积为638m2/g，孔体积为0.37mL/g，晶胞常数为2.45nm)，
最后加入铝溶胶、硅溶胶和水，将得到的浆料进行混捏和挤条，挤出的湿条在120℃干燥
5小时，接着在450℃焙烧4小时，从而得到烷基化催化剂。各种原料的投料量如表1所
示。
制备例2
(1)伴随搅拌，向水合氧化铝中加入硝酸(HNO3的浓度为65质量％，以浆料的
总量为基准，HNO3的用量为2质量％)，然后加入粘土，打浆10分钟，然后加入Y分子
筛(同制备例1)，最后加入铝溶胶、硅溶胶和水，将得到的浆料进行混捏和挤条，挤出
的湿条在120℃干燥5小时，接着在450℃焙烧4小时，从而得到成型体。各种原料的投
料量同制备例1。
(2)将H2PtCl6·6H2O和Mn(NO3)2溶解在水中，然后加入盐酸(盐酸的加入量使
得由HCl产生的Cl-的质量为Pt质量的3.6倍)，搅拌均匀得到浸渍液。采用等容浸渍的
方法，用上述浸渍液浸渍步骤(1)制备的成型体，浸渍在室温(25℃)下进行，浸渍的
时间为1小时。浸渍完成后，将浸渍得到的混合物在150℃的温度下干燥10小时，接着
在550℃的温度下焙烧4小时。将经焙烧的成型体采用上述浸渍液在相同的浸渍条件下，
再浸渍一次，并在上述干燥和焙烧温度下依次进行干燥和焙烧。如此共进行5次浸渍、
干燥和焙烧，从而得到烷基化催化剂。采用X射线荧光光谱法测定制备的烷基化催化剂
中，以元素计，Pt的含量为0.5质量％，Mn的含量为0.5质量％。
制备例3
制备例3与制备例2的区别在于：步骤(2)中，制备浸渍液时，不使用盐酸，即
浸渍液不含Cl-。
制备例4
制备例4与制备例2的区别在于：步骤(2)中，制备浸渍液时，不使用Mn(NO3)2，
即浸渍液不含Mn。
制备例5
制备例5与制备例2的区别在于：步骤(2)中，仅进行一次浸渍，同时相应提高
浸渍液中H2PtCl6·6H2O、Mn(NO3)2和HCl的含量。采用X射线荧光光谱法测定制备的
烷基化催化剂中，以元素计，Pt的含量为0.5质量％，Mn的含量为0.5质量％。
制备例6
制备例6采用与制备例2相同的方法制备烷基化催化剂，不同的是，步骤(1)中，
Y分子筛用等质量的β分子筛(购自中国石化催化剂分公司，硅/铝摩尔比为12)代替。
制备例7
制备例7与制备例2的区别在于：步骤(2)中，制备浸渍液时，Mn(NO3)2用Co(NO3)2
代替。采用X射线荧光光谱法测定制备的烷基化催化剂中，以元素计，Pt的含量为0.5
质量％，Co的含量为0.5质量％。
制备例8
制备例8与制备例2的区别在于：步骤(2)中，制备浸渍液时，H2PtCl6·6H2O用
PdCl2代替。采用X射线荧光光谱法测定制备的烷基化催化剂中，以元素计，Pd的含量
为0.5质量％，Mn的含量为0.5质量％。
制备例9
(1)伴随搅拌，向水合氧化铝中加入硝酸(HNO3的浓度为65质量％，以浆料的
总量为基准，HNO3的用量为2质量％)，然后加入粘土，打浆10分钟，然后加入Y分子
筛，最后加入铝溶胶、硅溶胶和水，将得到的浆料进行混捏和挤条，挤出的湿条在120
℃干燥5小时，接着在480℃焙烧3小时，从而得到成型体。各种原料的投料量如表1
所示。
(2)将H2PtCl6·6H2O和Mn(NO3)2溶解在水中，然后加入盐酸(盐酸的加入量使
得由HCl产生的Cl-的质量为Pt质量的4倍)，搅拌均匀得到浸渍液。采用等容浸渍的方
法，用上述浸渍液浸渍步骤(1)制备的成型体，浸渍在室温(25℃)下进行，浸渍的时
间为1小时。浸渍完成后，将浸渍得到的混合物在120℃的温度下干燥12小时，接着在
520℃的温度下焙烧6小时。将经焙烧的成型体采用上述浸渍液在相同的浸渍条件下，再
浸渍一次，并在上述干燥和焙烧温度下依次进行干燥和焙烧。如此共进行2次浸渍、干
燥和焙烧，从而得到烷基化催化剂。采用X射线荧光光谱法测定制备的烷基化催化剂中，
以元素计，Pt的含量为0.8质量％，Mn的含量为1.2质量％。
制备例10
(1)伴随搅拌，向水合氧化铝中加入硝酸(HNO3的浓度为65质量％，以浆料的
总量为基准，HNO3的用量为2质量％)，然后加入粘土，打浆10分钟，然后加入Y分子
筛(同制备例1)，最后加入铝溶胶、硅溶胶和水，将得到的浆料进行混捏和挤条，挤出
的湿条在120℃干燥4小时，接着在500℃焙烧3小时，从而得到成型体。各种原料的投
料量如表1所示。
(2)将H2PtCl6·6H2O和Mn(NO3)2溶解在水中，然后加入盐酸(盐酸的加入量使
得由HCl产生的Cl-的质量为Pt质量的3倍)，搅拌均匀得到浸渍液。采用等容浸渍的方
法，用上述浸渍液浸渍步骤(1)制备的成型体，浸渍在室温(25℃)下进行，浸渍的时
间为1小时。浸渍完成后，将浸渍得到的混合物在120℃的温度下干燥12小时，接着在
580℃的温度下焙烧4小时。将经焙烧的成型体采用上述浸渍液在相同的浸渍条件下，再
浸渍一次，并在上述干燥和焙烧温度下依次进行干燥和焙烧。如此共进行3次浸渍、干
燥和焙烧，从而得到烷基化催化剂。采用X射线荧光光谱法测定制备的烷基化催化剂中，
以元素计，Pt的含量为0.4质量％，Mn的含量为0.8质量％。
表1
编号
制备例1
制备例9
制备例10
粘土含量，质量％
10
30
15
水合氧化铝种类
拟薄水铝石
拟薄水铝石
三水铝石
水合氧化铝中氧化铝含量，质量％
25
20
10
铝溶胶中氧化铝含量，质量％
10
5
20
硅溶胶中氧化硅含量，质量％
15
10
5
分子筛含量，质量％
40
35
50
浆液固含量，质量％
38
38
35
实施例1-10用于说明本发明的方法。
实施例1
将制备例2制备的烷基化催化剂装填在烷基化反应器的催化剂床层中，采用以下方
法对烷基化催化剂进行活化：用氮气置换反应器内的空气后，向反应器中通入氢气，其
中，氢气的流量为500mL/min，氢气的压力为2.5MPa，在450℃的温度下保持2h。
将烷基化催化剂活化后，采用图1示出的工艺流程进行烷基化反应。其中，将烷基
化反应原料等分成3份，将1份与回收异丁烷和循环烷基化反应产物混合后，作为入口
物流送入烷基化反应器中的第1个催化剂床层，其余2份烷基化反应原料分别引入第2
个和第3个催化剂床层中。在烷基化反应过程中，入口物流在下进上出(即，从底部进
入烷基化反应器，向上流动通过催化剂床层)和上进下出(即，从顶部进入烷基化反应
器，向下流动通过催化剂床层)两种方式之间进行切换(入口物流首先以下进上出的方
式进入烷基化反应器)，除第1份烷基化反应原料外的其余2份烷基化反应原料的流向随
反应器内物流的流动方向发生相应的变化，分别流向引入口上方或下方的催化剂床层。
烷基化反应原料的组成在表2中列出，具体操作条件在表3中示出，连续监测反应器输
出的烷基化反应产物的组成，在烷基化反应产物中检测的烯烃的质量含量为1000ppm以
上时，视为达到烷基化催化剂的周期寿命，并停止反应，对反应过程中得到烷基化反应
产物进行分馏，收集汽油馏分，实验结果在表4中列出。
对比例1
本对比例与实施例1的区别在于，反应物流始终以下进上出的方式进出烷基化反应
器。实验结果在表4中列出。
实施例2
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例1制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例3
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例3制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例4
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例4制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例5
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例5制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例6
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例6制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例7
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例7制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
实施例8
本实施例与实施例1的区别在于，烷基化催化剂为制备例8制备的烷基化催化剂。
实验结果在表4中列出。
表2
烷基化反应原料的组成
质量％
异丁烷
52.92
正丁烷
8.69
正丁烯
2.11
异丁烯
4.01
反丁烯
21.15
顺丁烯
11.12
表3
操作条件
实施例1
对比例1
反应温度，℃
75
75
反应压力，MPag
3.0
3.0
反应器内催化剂装填量，g
384
384
反应器内催化剂床层个数
3
3
每个催化剂床层催化剂装填量，g
128
128
烷基化反应原料总进料量，g/h
100
100
烷基化反应原料分成的份数
3
3
每份烷基化反应原料流量，g/h
33.3
33.3
循环异丁烷馏分流量，g/h
902
902
循环反应产物流量，g/h
4520
4520
反应器入口物流的烷烯比，mol/mol
300
300
反应物流进出反应器方式切换周期，min
60
不切换
表4
将实施例1与对比例1进行比较可以看出，实施例1中烷基化催化剂的周期寿命达
到56小时，较对比例1的42小时延长了33％；同时，与对比例1相比，实施例1的烷
基化汽油收率有所提高，且制备的烷基化汽油的终馏点也略低于对比例1。
分别采用实施例1和对比例1的方法进行长期实验。其中，再生在氢气气氛中进行，
进行再生时，反应器内的温度为250℃，压力为3.0MPa，再生的持续时间为2小时。
在实验过程中，监测每个再生周期的催化剂周期寿命以及得到的烷基化汽油的质
量，采用实施例1所述方法的长期实验结果在表5中列出，采用对比例1所述方法的长
期实验结果在表6中列出。
表5
表6
由表5和表6的实验数据可以看出，在同样达到第30个周期时，实施例1的总操
作时间约为1605小时，而对比例1的总操作时间只有约1185小时。实施例1不仅催化
剂周期寿命优于对比例1，而且烷基化汽油产量和烷基化汽油的辛烷值也均好于对比例1
的实验结果。
实施例9
将制备例9制备的烷基化催化剂装填在烷基化反应器内的5个催化剂床层中，采用
与实施例1相同的方法对烷基化催化剂进行活化。
将烷基化催化剂活化后，采用图1示出的工艺流程进行烷基化反应。
其中，将烷基化反应原料等分成5份，将1份与循环异丁烷和循环烷基化反应产物
混合后，作为入口物流送入烷基化反应器中的第1个催化剂床层，其余4份烷基化反应
原料分别引入剩余催化剂床层中。在烷基化反应过程中，入口物流在下进上出(即，从
底部进入烷基化反应器，向上流动通过催化剂床层)和上进下出(即，从顶部进入烷基
化反应器，向下流动通过催化剂床层)两种方式之间进行切换(入口物流首先以上进下
出的方式进入烷基化反应器)，除第1份烷基化反应原料外的其余4份烷基化反应原料的
流向随反应器内物流的流动方向发生相应的变化，分别流向引入口上方或下方的催化剂
床层。烷基化反应原料的组成在表7中列出，具体操作条件在表8中示出，连续监测反
应器输出的烷基化反应产物的组成，在烷基化反应产物中检测出的烯烃的质量含量为
1000ppm以上时，视为达到烷基化催化剂的周期寿命，并停止反应，对反应过程中得到
烷基化反应产物进行分馏，收集汽油馏分，实验结果在表9中列出。
表7
烷基化反应原料的组成
质量％
异丁烷
48.00
正丁烷
12.50
正丁烯
11.80
异丁烯
0.08
反丁烯
16.90
顺丁烯
10.72
表8
操作条件
实施例9
反应温度，℃
70
反应压力，MPag
2.5
反应器内催化剂装填量，g
395
反应器内催化剂床层个数
5
每个催化剂床层催化剂装填量，g
79
烷基化反应原料总进料量，g/h
100
烷基化反应原料分成的份数
5
每份烷基化反应原料流量，g/h
20
循环异丁烷馏分流量，g/h
998
循环反应产物流量，g/h
2989
反应器入口物流的烷烯比，mol/mol
300
反应物流进出反应器方式切换周期，min
120
表9
项目
实施例9
催化剂的周期寿命，h
50
烷基化汽油产量，g/h
80.0
烷基化汽油RON
95.9
烷基化汽油MON
92.7
实施例10
将制备例10制备的烷基化催化剂装填在3个烷基化反应器的催化剂床层中(每个
烷基化反应器具有一个催化剂床层)，采用与实施例1相同的方法对烷基化催化剂进行活
化。
将烷基化催化剂活化后，采用图2示出的工艺流程进行烷基化反应。
其中，将烷基化反应原料等分成3份，将1份与循环异丁烷和循环烷基化反应产物
混合后，作为入口物流送入第1个烷基化反应器中，其余2份烷基化反应原料分别送入
剩余烷基化反应器中。在烷基化反应过程中，入口物流在引入第1个烷基化反应器和引
入第3个烷基化反应器之间切换，除第1份烷基化反应原料外的其余2份烷基化反应原
料的流向随反应器内物流的流动方向发生相应的变化，分别流向引入口上方或下方的烷
基化反应器中。烷基化反应原料的组成在表10中列出，具体操作条件在表11中示出，
连续监测反应器输出的烷基化反应产物的组成，在烷基化反应产物中检测出的烯烃的质
量含量为1000ppm以上时，视为达到烷基化催化剂的周期寿命，并停止反应，对反应过
程中得到烷基化反应产物进行分馏，收集汽油馏分，实验结果在表12中列出。
对比例2
本对比例与实施例10的区别在于，不改变入口物流的引入位置。实验结果在表12
中列出。
表10
烷基化反应原料的组成
质量％
异丁烷
47.30
正丁烷
13.20
正丁烯
11.80
异丁烯
0.08
反丁烯
16.90
顺丁烯
10.72
表11
操作条件
实施例10
对比例2
反应温度，℃
80
80
反应压力，MPag
3.2
3.2
反应器内催化剂装填量，g
395
395
反应器个数
3
3
每个反应器内催化剂装填量，g
131.7
131.7
烷基化反应原料总进料量，g/h
100
100
烷基化反应原料分成的份数
3
3
每份烷基化反应原料流量，g/h
33.3
33.3
循环异丁烷馏分流量，g/h
998
998
循环反应产物流量，g/h
4980
4980
反应器入口物流的烷烯比，mol/mol
300
300
反应物流进出反应器方式切换周期，min
120
不切换
表12
项目
实施例10
对比例2
催化剂的周期寿命，h
66
47
烷基化汽油产量，g/h
79.6
78.8
烷基化汽油RON
95.7
95.4
烷基化汽油MON
92.6
92.2
实施例9和10的结果证实，采用本发明的方法进行烷基化反应，能有效地延长烷
基化催化剂、特别是分子筛催化剂的周期寿命，降低烷基化催化剂的再生频次，从而延
长烷基化催化剂的使用寿命，同时降低装置的总体能耗。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的
具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，
这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾
的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种
可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发
明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。