本發(fā)明涉及一種高粘度化合物或者低蒸汽壓化合物的快速磺化中和反應的工藝及設備。

技術背景

磺化技術在化工領域有著很重要的地位，是合成多種有機產品的重要步驟。目前比較成熟且被工業(yè)化的磺化反應器主要是釜式和膜式磺化器。專利cn101367751a公開了采用反應釜進行硫酸磺化的工藝，在反應釜內先加入熔融的精萘，再按比例加入一定量105%的硫酸，一定溫度下磺化一定時間，得到酸度為24-27%的磺化物。釜式磺化器雖然有諸多優(yōu)點，但該類反應器效率低、返混嚴重、副反應多，設備體積大，制備費用、能耗高。降膜式磺化反應器近年來發(fā)展很快，專利cn1472344a公開了采用so3氣相膜式磺化法對天然油脂進行了磺化，得到乳化性能好、耐電解質性能好，氣味得到很大改善的皮革加脂劑。但該裝置冷卻能力有限，易出現局部過熱，當應用于較高粘度的餾分油的磺化時易出現結焦現象，若使用溶劑（或者對低蒸汽壓原料進行磺化），在大氣量和氣速條件下又會出現較強的脫揮現象，使溶劑或低蒸汽壓原料大量揮發(fā)，帶來尾氣處理和原料、溶劑回收等新的問題。同時，傳統工藝從磺化后到中和需要經過氣液分離器、老化器、中間泵和連接管路，對于較高粘度的磺化物易堵塞或結垢在管道和設備內，導致生產終止，而且高粘度的磺化物難以攪拌，采用傳統的中和反應器會導致中和不充分，中和時間長，最終會影響產品的有效物含量。

超重力反應器是提高快速反應過程微觀混合效果，增強相間質量傳遞、迅速移熱的很好反應器。采用超重力磺化器對原料進行磺化后，將磺化物快速與堿液中和可防止高粘度的磺化物對管道、設備形成的阻塞，從而解決傳統工藝的難題。

技術實現要素：

本發(fā)明的目的是提供一種反應效率高、投資小、能耗低、產品有效物含量高、色澤良好的一種快速磺化中和的工藝及裝置。

本發(fā)明的工藝步驟如下：

（1）在5kg/h-500kg/h的流速下，將有機物加入超重力磺化反應器中，按so3體積比為3-20%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至40-50℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1-1.5：1，將混合氣通入超重力磺化反應器中，在5-130℃下進行磺化反應，磺化反應過程產生的熱量通過超重力反應器的循環(huán)冷卻水進行轉移；

（2）步驟(1)得到的磺化產物直接進入紊流中和器，工藝水和堿水分別從工藝水進口、堿水進口進入紊流中和器，系統的壓力維持在0.2-0.6mpa，在5-80℃下中和至混合物的ph為8-11，中和過程產生的熱量通過紊流中和器的循環(huán)冷卻水進行轉移，所得混合物進入氣液分離器進行氣液分離，氣體從氣液分離器上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器的下部出料口排出。

如上所述步驟（1）的有機物為：高粘度有機物或者磺化后的磺酸為高粘度化合物的原料如重烷基苯、石油餾分油、烷基二苯醚、菜籽油、豆油、萘、苯基萘、2-氯萘、2-溴萘；低蒸汽壓原料如己醇、辛醇、異己醇、異辛醇、己醇聚氧乙烯醚、辛醇聚氧乙烯醚、異己醇聚氧乙烯醚和異辛醇聚氧乙烯醚。

如上所述步驟（2）中的紊流中和器的結構見圖1中的“4-紊流中和器”，該紊流中和器可以實現在無外界動力，僅在體系內部壓力作用下，讓流體在紊流中和器中流動沖擊各種類型板原件，增加流體運動的速度梯度，形成湍流，從而實現物料之間的快速、充分中和反應。

如上所述步驟（2）中的堿水所用的堿為：氫氧化鈉、氫氧化鉀、氨水、單乙醇胺、二乙醇胺。

為了實現本發(fā)明的目的，設計了本發(fā)明的裝置，它包括超重力磺化反應器、原料儲罐、紊流中和器、氣液分離器，其特征在于超重力磺化反應器的原料進口通過原料進料泵與原料儲罐連接，超重力磺化反應器的底端出口通過連接管與紊流中和器的進口連接，在連接管上有工藝水進口，紊流中和器的上部有堿水進口，紊流中和器的底端出口與氣液分離器連接，氣液分離器底部產品出口與出料泵連接，氣液分離器上部有排氣口，在超重力磺化反應器和紊流中和器分別有冷卻水進口和冷卻水出口。

本發(fā)明與現有技術相比具有如下優(yōu)點：

本發(fā)明采用氣體三氧化硫作為磺化劑、超重力磺化反應器和紊流中和器進行磺化、中和的快速反應方式，工藝簡單，操作簡便，對環(huán)境幾乎無污染，投資和運行成本低。采用超重力磺化反應器能使相間傳質速率比傳統反應器提高1-3個數量級，使得反應效率提高、防止反應器內局部過磺化和有機物脫揮等現象，能夠得到活性物含量高、色澤好的磺化產品；對磺化后的產物迅速在紊流中和器內進行充分的中和反應，使其快速形成易于流動的中和物，避免了磺化物在輸送過程中造成的管道和泵的堵塞，能夠得到活性物含量在30-70wt%的產品。

該方法特別適合高粘度化合物或者低蒸汽壓化合物的快速磺化、中和反應。

附圖說明

圖1是本發(fā)明的裝置示意圖。

如圖所示，1是超重力磺化反應器、2是原料進料泵、3是原料儲罐、4是紊流中和器、5是氣液分離器、6是出料泵，7是連接管，8是工藝水進口，9是堿水進口，10是產品出口，11是冷卻水進口，12是冷卻水出口，13是排氣口。

具體實施方式

實施例1

本發(fā)明的裝置，它包括超重力磺化反應器1、原料儲罐3、紊流中和器4、氣液分離器5，其特征在于超重力磺化反應器1的原料進口通過原料進料泵2與原料儲罐3連接，超重力磺化反應器1的底端出口通過連接管7與紊流中和器4的進口連接，在連接管7上有工藝水進口8，紊流中和器4的上部有堿水進口9，紊流中和器4的底端出口與氣液分離器5連接，氣液分離器5底部產品出口10與出料泵6連接，氣液分離器5上部有排氣口13，在超重力磺化反應器1和紊流中和器4分別有冷卻水進口11和冷卻水出口12。

通過計量泵2控制5kg/h的流速下，將重烷基苯從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為8%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至50℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.15：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.2mpa，進入超重力磺化反應器的so3與重烷基苯快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為50℃。磺化后的產品直接進入紊流中和器4，工藝水和氫氧化鉀堿水分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在45℃時中和至混合物的ph為10，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移。活性物含量通過控制工藝水的進量控制在50%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為48.1wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為5.4wt%，色澤按照gb/t8447-2008進行測定其klett值為13。

實施例2

通過計量泵控制20kg/h的流速下，將菜籽油從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為10%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至45℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.2：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.3mpa，進入超重力磺化反應器的so3與菜籽油快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為80℃。磺化后的產品直接進入紊流中和器4，工藝水和氫氧化鈉堿水分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在50℃時中和至混合物的ph為8，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在30%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為30.3wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為1.1wt%，色澤按照gb/t8447-2008進行測定其klett值為15。

實施例3

通過計量泵控制50kg/h的流速下，將苯基萘從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為20%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至50℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.5：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.6mpa，進入超重力磺化反應器的so3與苯基萘快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為130℃?；腔蟮漠a品直接進入紊流中和器4，工藝水和氫氧化鉀堿水分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在80℃時中和至混合物的ph為9，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在30%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為31.3wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為1.6wt%，色澤按照gb/t8447-2008進行測定其klett值為14。

實施例4

通過計量泵控制100kg/h的流速下，將己醇從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為4%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至40℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.02：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.2mpa，進入超重力磺化反應器的so3與己醇快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為20℃?；腔蟮漠a品直接進入紊流中和器4，工藝水和氨水分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在30℃時中和至混合物的ph為10，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在30%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為30.8wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為0.5wt%，色澤按照gb/t8447-2008進行測定其klett值為10。

實施例5

通過計量泵控制200kg/h的流速下，將辛醇聚氧乙烯醚從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為5%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至40℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.05：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.3mpa，進入超重力磺化反應器的so3與辛醇聚氧乙烯醚快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為25℃?；腔蟮漠a品直接進入紊流中和器4，工藝水和氫氧化鈉堿水分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在25℃時中和至混合物的ph為11，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在70%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為68.9wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為1.8wt%，色澤按照gb/t3143進行測定其hazen值為9。

實施例6

通過計量泵控制500kg/h的流速下，將異辛醇從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為3%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至40℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.2mpa，進入超重力磺化反應器的so3與異辛醇快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為5℃?；腔蟮漠a品直接進入紊流中和器4，工藝水和單乙醇胺水溶液分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在5℃時中和至混合物的ph為10，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在30%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為30.6wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為0.7wt%，色澤按照gb/t8447-2008進行測定其klett值為8。

實施例7

通過計量泵控制500kg/h的流速下，將異己醇聚氧乙烯醚從原料儲罐3通過原料泵2泵入超重力磺化反應器1中，按so3體積比為3.5%，將氣體so3與露點低于-50℃干燥空氣混合，并冷卻至40℃形成混合氣，按so3與有機原料的氣液比為1.05：1，將混合氣連續(xù)通入超重力磺化反應器1中，反應體系的壓力為0.2mpa，進入超重力磺化反應器的so3與異辛醇快速反應，產生的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移，控制磺化反應的溫度為25℃?；腔蟮漠a品直接進入紊流中和器4，工藝水和二乙醇胺水溶液分別從工藝水進口8、堿水進口9進入紊流中和器4，實現瞬間動態(tài)中和，在20℃時中和至混合物的ph為10，中和過程釋放的熱量通過循環(huán)冷卻水進行轉移?；钚晕锖客ㄟ^控制工藝水的進量控制在70%。所得混合物進入氣液分離器5進行氣液分離，氣體從氣液分離器5上部的排氣口排出，液體產品從氣液分離器5的下部出料口排出。所得產品的活性物含量按照gb/t5173-1995進行測定其值為71.6wt%，未磺化油的含量按照gb/t11989-1989進行測定其值為1.6wt%，色澤按照gb/t3143進行測定其hazen值為9。