本發(fā)明涉及化工領域，特別涉及一種生產單質正構烷烴的方法。

背景技術：

現有C5～C10單質正構烷烴的生產主要方法是：以石腦油為原料，經分子篩吸附分離石腦油中的正構烷烴與非正構烷烴，使用5A分子篩為吸附劑，以低級正構烷烴、氨氣、氫氣或水蒸汽等為脫附劑，利用5A分子篩的選擇吸附性能，在工業(yè)上實現將石腦油中的正構烷烴分離出來，以獲得高純度的正構烷烴，再經精餾獲得單質正構烷烴。

在這個生成過程中，現有變壓吸附提取高純度正己烷產品工藝，采用四塔加溫變壓吸附流程，在真空條件下實現吸附劑正己烷的脫附，經精餾塔分離后得到純度大于99％的正己烷?，F在還有變壓吸附提取正庚烷聯產正辛烷工藝，采用多塔加溫變壓吸附流程，在真空解吸的同時加入惰性氣體進行吹掃，使床層得到充分的解吸，聯產得到純度均大于99％的正庚烷和正辛烷。

現有已經提出了從C5～C6烷烴異構化產物中分離正構烷烴的方法，實現了液相條件下的分離，采用精餾法脫除原料中的異戊烷，再使用吸附法吸附分離正異構烷烴混合物料，以正辛烷作為液相解吸劑，對床層進行解析?，F有還公開了一種提取輕石腦油中C4～C6正構烷烴聯產異戊烷和異構己烷工藝，采用多塔變壓吸附和精餾分離耦合工藝。

現有技術一般是以石油產物為原料，石油組成復雜，含有芳烴、環(huán)烷烴、S、N、O等，以及分子篩本身的特點，生產單質正構烷烴要求原料不含硫，對以石油為原料的預處理過程復雜，流程長，投資大。另外，生產過程中常 用的脫附劑是小分子氣體，要求后續(xù)冷凝溫度低，甚至達到零下，要求冷凝壓力較高，能耗和設備投資較大，實際過程中存在脫附劑消耗高、脫附再生困難等問題。再者，石油餾分原料的組成復雜，不同組分的沸點重疊較多，正構、非正構組分沸點相近(如正己烷沸點68.7℃，甲基環(huán)戊烷沸點71.8℃，兩者相差僅3.1℃)，且異構組分含量較高，使用精餾法分離難度大，能耗高，無法通過較簡單的方法生產系列單質正構烷烴。必須先對正構烷烴與其它非正構烴先進行分離，然后再采用精餾的方法得到純度較高的的單質正構烷烴，工藝過程復雜。同時在第一步正構烷烴和其他非正構烴分離時，在吸附脫附過程中，需要耗費大量的能量，降低了整個裝置的經濟性。

技術實現要素：

本發(fā)明的目的在于提供一種利用費托合成產物生產單質正構烷烴的方法，生產工藝簡單易行，產物分離便捷，減小設備投資，降低能耗。

為解決上述技術問題，本發(fā)明的實施方式提供了一種生產單質正構烷烴的方法，包含以下步驟：

預處理步驟：將費托合成產物作為原料依次放入主分餾塔和穩(wěn)定塔中，在一定壓力和溫度作用下精餾，獲得穩(wěn)定分餾油；

精餾步驟：將所述穩(wěn)定分餾油放入精餾塔中，在一定壓力和溫度作用下精餾，獲得單質正構烷烴；

其中，所需得到的單質正構烷烴的種類數為N種，所述精餾塔的數量為2N-1個；所述N為1至6中任意一個整數。

本發(fā)明實施方式相對于現有技術而言，主要區(qū)別及其效果在于：利用含正構烷烴較高比例的費托合成產物生產單質正構烷烴，分離簡單，提高產品的附加值，使費托合成技術的效益最大化。

作為進一步改進，如果所述精餾塔的數量大于1，進一步限定需要多個精餾塔，產品分離序列包含以下類型之一，或其任意組合：即第一類型按照產品單質正構烷烴的沸點從低到高依次分離出每個碳數下的異構烴和正構烴，或按照產品單質正構烷烴沸點從高到低依次分離出每個碳數下的異構烴和正構烴。第二類型可以是從任意兩種正構烷烴之間先切割成輕重組分，再分別針對輕重組分所含單質正構烷烴的沸點順序依次分離每個碳數下的異構烴和正構烴。第三類型是先分離出按照碳數先切割成為某個碳數下的異構烴和正構烴的混合物，再將該混合物分離得到異構烴和正構烴。第四類型是上述三種類型的組合。上述各種分離序列最終都能達到分離出單質正構烷烴產品的目的。

在實際應用中采用哪一種分離序列，應根據費托合成產物中各組分的含量、處理量等情況作具體的分析，具體的，優(yōu)先采用普通精餾，量大的組分優(yōu)先分出，塔頂和塔釜的產物最好等摩爾分離。

作為進一步改進，各所述精餾塔的操作條件分別為：精餾塔既可以是板式塔也可以是填料塔，理論板數20～120塊，精餾塔壓力操作范圍0.05MPa～1.0MPa，塔頂操作溫度40～200℃，塔釜操作溫度60～200℃。

進一步限定需要獲得多種單質正構烷烴時，對原料進行組分分析，選擇具體的分離序列，通過模擬計算，確定需要的各個精餾塔的操作條件，保證各單質正構烷烴的獲得。

附圖說明

圖1是根據本發(fā)明第一實施方式中的生產單質正構烷烴的方法流程圖；

圖2是根據本發(fā)明第二實施方式中的生產單質正構烷烴的方法流程圖；

圖3是根據本發(fā)明第三實施方式中的生產單質正構烷烴的方法流程圖。

具體實施方式

為使本發(fā)明的目的、技術方案和優(yōu)點更加清楚，下面將結合附圖對本發(fā)明的各實施方式進行詳細的闡述。然而，本領域的普通技術人員可以理解，在本發(fā)明各實施方式中，為了使讀者更好地理解本申請而提出了許多技術細節(jié)。但是，即使沒有這些技術細節(jié)和基于以下各實施方式的種種變化和修改，也可以實現本申請各權利要求所要求保護的技術方案。

本發(fā)明的第一實施方式涉及一種生產單質正構烷烴的方法。本實施方式中按照產品單質正構烷烴的沸點從低到高依次分離出每個碳數下的異構烴和正構烴。具體工藝流程圖如圖1所示，具體如下：

預處理步驟：將費托合成產物作為原料放入主分餾塔101和穩(wěn)定塔102中，在一定壓力和溫度作用下精餾，獲得穩(wěn)定分餾油。

具體的說，在預處理步驟中，利用組分的沸點差，拔除不需要的重組分及輕組分。費托合成產物先經過加熱，然后進入主分餾塔101，在主分餾塔101中，正常沸點(NBP)高于某所需要獲得正構烷烴沸點的重組分被切割出來，同時不凝氣體成分作為氣相從塔頂送往燃料系統(tǒng)，塔頂液相作為分離單質正構烴的原料送往穩(wěn)定塔102。本實施方式中，從費托合成產物中去除含C5異構的LPG(Liquefied Petroleum Gas，液化石油氣)及大部分的C11以上組分。

需要說明的是，主分餾塔101可以附帶側線塔，具體的說，側線塔帶1、2或3個側線，用于同時切割出不同的液蠟產品。對于某個側線塔來說，液體從主塔的某層塔板抽出，抽出后進入側線塔，塔釜采用再沸器加熱或汽提劑汽提，優(yōu)先選用蒸汽汽提，物料來自主塔內某塊理論板液相，側線塔的氣相出料口返回到主塔的出料口的上層理論板，側線塔塔釜采出液蠟產品。值得一提的是，側線塔既可以是板式塔，也可以是填料塔。

更具體的說，主分餾塔101塔頂回流罐為氣-液-液分離罐，水相不回流到主塔內，油相進行回流，通過回流泵采出粗分餾油；主塔塔釜采用汽提劑汽提，汽提劑可用蒸汽、氮氣或二氧化碳，優(yōu)先選用蒸汽汽提，主分餾塔101塔釜采出重質液蠟。進一步說，主分餾塔101的操作條件可以如下：操作壓力0.1～0.3MPa，塔頂溫度為100～200℃(較佳的為110～140℃)，塔釜溫度200～300℃，主分餾塔理論板數5～50塊，側線塔理論板數2～10塊。

主分餾塔101塔頂的油相送至穩(wěn)定塔102進行進一步分離。上述提到的穩(wěn)定塔102，塔頂帶回流，塔頂采出沸點低于正戊烷的烴類組分，塔釜用再沸器加熱，塔釜采出包含沸點等于高于正戊烷的餾分。具體的說，穩(wěn)定塔102的操作條件可以如下：操作壓力1.0～2.0MPa，優(yōu)先選擇1.5MPa，塔頂溫度為80～160℃(較佳的是110～140℃)，塔釜溫度200～250℃。經穩(wěn)定塔102后獲得穩(wěn)定分餾油。值得一提的是，穩(wěn)定塔既可以是板式塔，也可以是填料塔。

上述就是預處理步驟的具體操作，繼而進行步驟：將所述穩(wěn)定分餾油放入精餾塔(既可以是板式塔也可以是填料塔)中，在一定壓力和溫度作用下精餾，獲得單質正構烷烴。

具體的說，本實施方式中以需要獲得六種單質正構烷烴為例進行具體說明，六種單質正構烷烴分別為：正戊烷、正己烷、正庚烷、正辛烷、正壬烷、正癸烷。

在精餾步驟中，所采用的精餾塔的數量和所獲得的單質正構烷烴的種類數有一定的關系，具體的說，所需得到的單質正構烷烴的種類數為N種，所設置的精餾塔的數量為2N-1個；其中，N為1至6中任意一個整數。經各套精餾塔，依次分離出所需的單質正構烷烴、各類異構烷烴和重組分，其中，重組分將返回預處理單元。

本實施方式中所需分離出6種單質正構烷烴，所以需采用的精餾塔數量 為11個。以下對各精餾塔的工藝流程進行具體說明：

精餾塔103將從穩(wěn)定塔102中獲得的穩(wěn)定分餾油(即穩(wěn)定石腦油)，分離出正戊烷，和C6～C10、重質組分的混合物。精餾塔103的操作壓力根據塔頂冷凝器的冷卻水條件而定，本例為0.15～0.25MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為47～67℃。將其中的C6～C10、重質組分的混合物送到精餾塔104。

精餾塔104從中分離出C6異構，和正己烷、C7～C10、重質組分的混合物，其操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為51～71℃。將其中的正己烷、C7～C10、重質組分的混合物送到精餾塔105。

精餾塔105從中分離出正己烷，與C7～C10、重質組分的混合物，精餾塔105的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為59～79℃。將其中的C7～C10、重質組分的混合物送到精餾塔106。

精餾塔106從中分離出C7異構，與正庚烷、C8～C10、重質組分的混合物。精餾塔106的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為80～100℃。將其中的正庚烷、C8～C10、重質組分的混合物送到精餾塔107。

精餾塔107從中分離出正庚烷，與C8～C10、重質組分的混合物。精餾塔107的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為90～110。將其中的C8～C10、重質組分的混合物送到精餾塔108。

精餾塔108從中分離出C8異構，與正辛烷、C9～C10、重質組分的混合物。精餾塔108的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為108～130。將其中的正辛烷、C9～C10、重質組 分的混合物送到精餾塔109。

精餾塔109從中分離出正辛烷，與C9～C10、重質組分的混合物。精餾塔109的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為116～136。將其中的C9～C10、重質組分的混合物送到精餾塔110。

精餾塔110從中分離出C9異構，正任烷、C10、重質組分的混合物。精餾塔110的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為135～155。將其中的正任烷、C10、重質組分的混合物送到精餾塔111。

精餾塔111中分離出正任烷，與C10、重質組分的混合物。精餾塔111的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為141～161。將其中的C10、重質組分的混合物送到精餾塔112。

精餾塔112從中分離出C10異構，與正葵烷、重質組分的混合物。精餾塔112的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為156～176。將其中的正葵烷、重質組分的混合物送到精餾塔113。

精餾塔113從中分離出正葵烷與重質組分，重質組分返回主分餾塔101。精餾塔113的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為162～184。

值得一提的是，上述精餾塔103至精餾塔113也可以看作是精餾單元中的第一塔、第二塔、第三塔、……、第十一塔。經這十一個塔的處理后，六種單質正構烷烴(正戊烷、正己烷、正庚烷、正辛烷、正壬烷、正癸烷)被依次分離。上述精餾塔103至精餾塔113的操作壓力及操作溫度為本例的推薦值，不限于此值。

本發(fā)明實施方式相對于現有技術而言，由于費托合成產物無硫無芳烴， 無雜環(huán)化合物，所含異構烴的異構體種類少，基本為α和β位單甲基的異構體，其沸點與正構烴沸點存在明顯差距，且含量也相對較少，因此通過直接精餾的方法生產可以簡化單質正構烷烴的工藝流程?？梢?，以費托合成產物為原料，用簡單的精餾的方法，分步獲得具有高附加值的單質正構烷烴產品，開辟了一條利用費托合成產物生產單質正構烷烴的非石油原料的新技術路線，擴大了單質正構烷烴的來源范圍。提高了其產品質量從而使生產費托合成產物的經濟效益最大化，工藝簡單易行，設備投資小，總體能耗低。

值得一提的是，本實施方式在實際應用中，可以按照組分的沸點高低從低到高或從高到低依次分離，也可以先按照碳數先切割成為每個碳數下的異構烴和正構烴的混合物，再將該混合物分離得到異構烴和正構烴。

本發(fā)明的第二實施方式涉及一種生產單質正構烷烴的方法。第二實施方式與第一實施方式大致相同，主要區(qū)別之處在于：在第一實施方式中，精餾單元中的各精餾塔依次連接。而在本發(fā)明第二實施方式中，先按照碳數先切割成為每個碳數下的異構烴和正構烴的混合物，再將該混合物分離得到異構烴和正構烴?？梢?，本發(fā)明可以靈活多變地選用不同的精餾塔連接方式，適用于不同用戶的不同需求。

費托合成產物經預處理單元，去除含C5異構的LPG及大部分的C11以上組分，經精餾單元中的精餾塔4、精餾塔6、精餾塔8、精餾塔10和精餾塔12，依次分離出正戊烷、C6組分、C7組分、C8組分、C9組分和C10組分。

再利用精餾塔5從C6組分中分出C6異構和正己烷；精餾塔7從C 7組分中分出C7異構和正庚烷；精餾塔9從C8組分中分出C8異構和正辛烷；精餾塔11從C9組分中分出C9異構和正壬烷；精餾塔13從C10組分中分出C10異構和正癸烷。最終，精餾塔12中的重組分返回預處理單元。預處理單元包括主分餾塔和穩(wěn)定塔。

本實施方式中的工藝流程圖如圖2所示，具體如下：

將費托合成產物加至主分餾塔201，分離成石腦油、輕質液體石蠟和重質液體石蠟。主分餾塔201的操作條件與第一實施方式相同。

主分餾塔201的分餾油送至分餾油穩(wěn)定塔202，分離出LPG組分及C5以上的穩(wěn)定分餾油。穩(wěn)定塔202的操作條件與第一實施方式相同；

穩(wěn)定塔202獲得的穩(wěn)定石腦油送到精餾塔203，分離出正戊烷與C6以上組分的混合物。精餾塔203的操作壓力根據塔頂冷凝器的冷卻水條件而定，本例為0.15～0.25MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為47～67℃。

精餾塔203獲得的C6以上組分的混合物送到精餾塔204，分離出C6組分與C7以上組分的混合物；精餾塔204的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為58～78℃。

精餾塔204獲得的C6組分送到精餾塔205，分離出C6異構與正己烷；精餾塔205的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為50～70℃。

精餾塔204獲得的C7以上組分的混合物送到精餾塔206，分離出C7組分與C8以上組分的混合物；精餾塔206的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為85～105℃。

精餾塔206獲得的C7組分送到精餾塔207，分離出C7異構與正庚烷；精餾塔207的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為67～87℃。

精餾塔206獲得的C8以上組分的混合物送到精餾塔208，分離出C8組分與C9以上組分的混合物。精餾塔208的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為108～128℃。

精餾塔208獲得的C8組分送到精餾塔209，分離出C8異構與正辛烷；精餾塔209的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為88～108℃。

精餾塔208獲得的C9以上組分的混合物送到精餾塔210，分離出C9組分與C10以組分的混合物；精餾塔210的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為130～150℃。

精餾塔210獲得的C9組分送到精餾塔211，分離出C9異構與正任烷；精餾塔211的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為115～136℃。

精餾塔210獲得的C10以上組分的混合物送到精餾塔212，分離出分離出C10組分與重質組分；重質組分返回主分餾塔201；精餾塔212的操作壓力0.05～0.15MPa；塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為150～170℃。

精餾塔212獲得的C10組分送到精餾塔213，分離出C10異構與正葵烷；精餾塔213的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為140～165℃。

上述精餾塔203至精餾塔213的操作壓力及操作溫度為本例的推薦值，不限于此值。

本發(fā)明的第三實施方式涉及一種生產單質正構烷烴的方法。在本發(fā)明第三實施方式中，從沸點居中先切割方式，先分成低沸點混合物和高沸點混合物，然后再對低沸點混合物和高沸點混合物分別按沸點高低依次分離。

費托合成產物經預處理單元，去除含C5異構的LPG及大部分的C10以上組分，經精餾單元的11套精餾塔，首先切割成正戊烷、C6異構、正己烷、C7異構、正庚烷的混合物與C8異構、正辛烷、C9異構、正壬烷、C10異構、正葵烷、重質組分的混合物，再分別依次分離出正戊烷、C異構、正己烷、 C7異構、正庚烷和C8異構、正辛烷、C9異構、正壬烷、C10異構、正葵烷、重組分，重組分返回預處理單元。

本實施方式中的工藝流程圖如圖3所示，具體如下：

將經加氫后的費托合成油加至主分餾塔301，分離成石腦油、輕質液體石蠟和重質液體石蠟，主分餾塔301的操作條件與前兩種實施方式相同；

主分餾塔301的分餾油送至分餾油穩(wěn)定裝置302，分離出LPG組分及C5以上穩(wěn)定分餾油，分餾油穩(wěn)定裝置302的操作條件與前兩種實施方式相同；

裝置302穩(wěn)定石腦油送到裝置303，分離出正戊烷、C6～C7的混合物與C8～C10、重質組分的混合物；裝置303的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為50～70℃。

裝置303中的正戊烷、C6～C7的混合物送到裝置304，分離出正戊烷與C6～C7的混合物；裝置304的操作壓力0.15～0.25MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為47～67℃。

裝置304中C6～C7的混合物送到裝置305，分離出C6異構與正己烷、C7的混合物；裝置305的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為52～72℃。

裝置305正己烷、C7的混合物送到裝置306，分離出正己烷與C7組分；裝置306的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為59～79℃。

裝置306之C7組分送到裝置307，分離出正庚烷與C7異構；裝置307的操作壓力0.05～0.15MPa，塔頂溫度隨操作壓力以及塔頂組成的變化而變化，本例為84～104℃。

另外，裝置303中C8～C10、重質組分的混合物送到裝置308，分離出 C8異構與正辛烷、C9～C10、重質組分的混合物。

之后的精餾塔308至313的工藝流程、操作條件與第一實施方式中的精餾塔108至113的工藝流程、操作條件相同，在此不再贅述。

上述精餾塔303至精餾塔313的操作壓力及操作溫度為本例的推薦值，但不限于此值。

需要指出的是，在第三實施方式中，不僅限于從C7與C8中間切割，還可以是從任意兩個碳數中間先進行切割。同樣的道理，可以再對切割成的輕、重組分的混合物，按照碳數先切割成為每個碳數下的異構烴和正構烴的混合物，再將該混合物分離得到異構烴和正構烴。

值得一提的是，在實際應用中，除了利用第一實施方式中的按照組分的沸點高低從低到高或從高到低依次分離方式，也可以利用第二實施方式中的先按照碳數先切割成為每個碳數下的異構烴和正構烴的混合物，再將該混合物分離得到異構烴和正構烴。還可以從沸點居中先切割方式，先分成低沸點混合物和高沸點混合物，然后再對低沸點混合物和高沸點混合物分別按沸點高低依次分離。在實際應用中非常靈活多變。

此外，還需要說明的是，雖然本實施方式中都是為獲得六種單質正構烷烴的工藝系統(tǒng)，但在實際應用中，可以根據所需獲得的單質正構烷烴品種數設置對應的精餾塔的數量。

本領域的普通技術人員可以理解，上述各實施方式是實現本發(fā)明的具體實施例，而在實際應用中，可以在形式上和細節(jié)上對其作各種改變，而不偏離本發(fā)明的精神和范圍。