CN103804113B - 链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置 - Google Patents

链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置 Download PDF

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Abstract

本发明的目的在于提供链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置，其能够在由烯烃生成链烷烃的氢化反应中抑制反应温度升高，其结果是，能够在氢化反应时抑制烯烃或者链烷烃发生分解，从而生成高纯度的链烷烃。链烷烃制造装置（100）具备导出部（2）和氢化反应部（3）。导出部（2）分别将原料烯烃、原料氢以及链烷烃导出，供给至氢化反应部（3）的反应器（31）中。在氢化反应部（3）的反应器（31）内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。

Description

链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置
技术领域
本发明涉及乙烷和丙烷等链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置。
背景技术
作为低级链烷烃的一例的丙烷以作为下一代功率器件材料的SiC的原料用途等在半导体电子材料领域中使用。丙烷以用氢稀释得到的氢稀释丙烷气体的形式被使用，或者以丙烷纯气体的形式被使用。对于有关用途，要求丙烷为更高纯度。
在用作制造高纯度丙烷时的原料的、以丙烷为主成分的原料气体中，以高浓度含有例如乙烷、丙烯、异丁烷、正丁烷作为杂质。作为由该原料气体精制丙烷的方法，例如可以举出蒸馏、膜分离、吸附分离、吸收分离等方法。例如，在日本特开2002-356448号公报中记载了利用蒸馏法来分离丙烯和丙烷。
如日本特开2002-356448号公报中所记载的技术，利用蒸馏法对例如丙烯与丙烷进行分离时，由于它们的沸点接近（沸点差4.9℃），因此，对其分离必须多阶段地反复进行蒸馏。所以，在利用蒸馏法分离丙烯和丙烷时，必须设定大规模的设备和精密的蒸馏条件。对于利用蒸馏法分离碳原子数相同的烯烃和链烷烃时也产生同样的问题。
作为解决这种问题的方法，在美国专利第3509226号说明书中记载了通过使液体状的烯烃与氢接触发生氢化反应来生成链烷烃的方法。
在美国专利第3509226号说明书中记载的链烷烃的制造方法中，通过氢化反应由烯烃生成链烷烃，因此，无需进行蒸馏这种烦杂的操作，能高效地制造链烷烃。
然而，在美国专利第3509226号说明书中记载的链烷烃的制造方法中，在由烯烃生成链烷烃的氢化反应中，反应温度有时升高到超过200℃的温度。这种情况下，会在氢化反应时发生烯烃或者链烷烃的分解，其结果是，存在不能生成高纯度链烷烃的问题。
发明内容
本发明的目的在于，提供链烷烃的制造方法和链烷烃制造装置，其在由烯烃生成链烷烃的氢化反应中能够抑制反应温度的升高，其结果是，能够在氢化反应时抑制烯烃或者链烷烃发生分解，从而生成高纯度的链烷烃。
本发明是一种链烷烃的制造方法，其特征在于，包含下述工序：
供给工序，其将原料烯烃、原料氢和链烷烃供给至反应器；和
氢化反应工序，其在上述反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。
根据本发明，链烷烃的制造方法包含供给工序和氢化反应工序。供给工序中，将原料烯烃、原料氢和链烷烃供给至反应器。然后，氢化反应工序中，在反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。
本发明的链烷烃的制造方法中，反应器内由原料烯烃生成链烷烃的氢化反应从反应开始时在链烷烃的存在下进行，因此，能够通过链烷烃具有的显热来抑制反应温度升高。其结果是，能够在反应器内进行氢化反应时抑制烯烃或者链烷烃发生分解，从而能够生成高纯度的链烷烃。
另外，本发明的链烷烃的制造方法优选进一步包含下述工序：
反应产物供给工序，其将在上述氢化反应工序中进行氢化反应后的存在于上述反应器内的含有链烷烃的反应产物供给至部分冷凝器，
部分冷凝工序，其在上述部分冷凝器中，通过以使反应产物中的一部分链烷烃液化的方式将该反应产物部分冷凝，分离成液相成分和气相成分，将液相成分和气相成分分别从部分冷凝器导出，
再循环供给工序，其将从上述部分冷凝器导出的气相成分作为再利用原料和链烷烃供给至上述反应器，
回收工序，其将从上述部分冷凝器导出的液相成分作为链烷烃的精制物回收。
另外，本发明的链烷烃的制造方法优选含有下述烯烃精制工序作为上述供给工序的前工序：通过使作为上述原料烯烃的来源的原料来源烯烃与含有银离子的分离体进行接触，从原料来源烯烃中分离杂质，获得烯烃的精制物；
上述供给工序中，将在上述烯烃精制工序中得到的烯烃的精制物作为原料烯烃供给至上述反应器。
另外，本发明的链烷烃的制造方法中，优选上述原料烯烃是碳原子数为2或3的烯烃。
另外，本发明是一种链烷烃制造装置，其特征在于，具备：
贮留部，其分别贮留原料烯烃、原料氢以及链烷烃；
导出部，其从上述贮留部分别导出原料烯烃、原料氢以及链烷烃；
氢化反应部，其具有被供给通过上述导出部从上述贮留部导出的原料烯烃、原料氢以及链烷烃的反应器，在该反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。
根据本发明，链烷烃制造装置具备贮留部、导出部和氢化反应部。贮留部分别贮留原料烯烃、原料氢以及链烷烃。导出部分别从贮留部导出原料烯烃、原料氢以及链烷烃。氢化反应部具有被供给通过导出部从贮留部导出的原料烯烃、原料氢以及链烷烃的反应器，在该反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。
本发明的链烷烃制造装置中，反应器内由原料烯烃生成链烷烃的氢化反应从反应开始时在链烷烃的存在下进行，因此，能够利用链烷烃具有的显热抑制反应温度升高。其结果是，能够在反应器内进行氢化反应时抑制烯烃或者链烷烃发生分解，从而能够生成高纯度的链烷烃。
另外，本发明的链烷烃制造装置优选进一步具备：
部分冷凝部，其是将在所述反应器中进行氢化反应后的存在于该反应器内的含有链烷烃的反应产物进行部分冷凝的部分冷凝部，具有：通过以使反应产物中的一部分链烷烃液化的方式将该反应产物部分冷凝从而分离成液相成分和气相成分的部分冷凝器、将在所述部分冷凝器中分离得到的气相成分从该部分冷凝器导出的气相成分导出部、将在所述部分冷凝器中分离得到的液相成分从该部分冷凝器导出的液相成分导出部；
再循环供给部，其将通过上述气相成分导出部从上述部分冷凝器导出的气相成分作为再利用原料和链烷烃供给至上述反应器；
回收部，其将通过上述液相成分导出部从上述部分冷凝器导出的液相成分作为链烷烃的精制物回收。
另外，本发明的链烷烃制造装置优选进一步具备烯烃精制部，所述烯烃精制部是设在上述导出部的前段的烯烃精制部，通过使作为上述原料烯烃的来源的原料来源烯烃与含有银离子的分离体进行接触，从原料来源烯烃中分离杂质而获得烯烃的精制物，
优选上述导出部将在上述烯烃精制部中得到的烯烃的精制物作为原料烯烃由上述贮留部导出。
附图说明
本发明的目的、特色、以及优点由下述详细的说明和附图变得更加明确。
图1是表示本发明的一实施方式所涉及的链烷烃的制造方法的工序的工序图。
图2A是表示本发明的第1实施方式所涉及的链烷烃制造装置的构成的图。
图2B是表示本发明的第1实施方式所涉及的链烷烃制造装置的构成的图。
图3是表示本发明的第2实施方式所涉及的链烷烃制造装置的构成的图。
具体实施方式
以下参考附图进一步详细地说明本发明优选的实施方式。
图1是表示本发明的一实施方式所涉及的链烷烃的制造方法的工序的工序图。本实施方式的链烷烃的制造方法包含图1所示的烯烃精制工序s1、原料供给工序s2、氢化反应工序s3、反应产物供给工序s4、部分冷凝工序s5、再循环供给工序s6和回收工序s7。图2A、2B是表示本发明的第1实施方式所涉及的链烷烃制造装置100的构成的图。本实施方式的链烷烃制造装置100是用于将乙烯和丙烯等烯烃还原来制造乙烷和丙烷等链烷烃的装置。
链烷烃制造装置100具备烯烃精制部1、导出部2、氢化反应部3、部分冷凝部4、回收部5和作为再循环供给部的气相成分送出泵6。该链烷烃制造装置100实现本发明所涉及的链烷烃的制造方法，烯烃精制部1实行烯烃精制工序s1，导出部2实行原料供给工序s2，氢化反应部3实行氢化反应工序s3和反应产物供给工序s4，部分冷凝部4实行部分冷凝工序s5，气相成分送出泵6实行再循环供给工序s6，回收部5实行回收工序s7。
烯烃精制部1通过使作为在后述的氢化反应部3中进行氢化反应时使用的原料烯烃的来源的原料来源烯烃（以下称为“粗烯烃”）与含有银离子的分离体接触，由此从粗烯烃中分离杂质而获得烯烃的精制物。作为上述分离体，可以举出掺杂了银离子的分离膜、担载有银离子的吸附剂、以及含有银离子的吸收液。下面，以利用含有银离子的吸收液作为分离体的情况为例进行说明。
如图2A所示，烯烃精制部1包含粗烯烃钢瓶11、吸收塔13、解吸塔14、第1除雾器15、第2除雾器16、以及脱水塔18而构成。
粗烯烃钢瓶11是以气体的形式填充有含有烯烃为主成分的粗烯烃的钢瓶。在粗烯烃钢瓶11中在高压条件下封入粗烯烃气体。作为粗烯烃气体中的主成分的烯烃，可以举出乙烯、丙烯、环丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯等，只要是在常温（25℃）下为气体状的烯烃，就没有特别限定。
本发明在利用含有上述的烯烃中的碳原子数为2或者3的烯烃（乙烯、丙烯等）为主成分的粗烯烃时特别地有效。利用含有碳原子数为2或者3的烯烃为主成分的粗烯烃时，本实施方式的链烷烃制造装置100用来制造碳原子数为2或者3的链烷烃（乙烷、丙烷）。
由粗烯烃钢瓶11导出的粗烯烃气体连续地导入至吸收塔13。在粗烯烃钢瓶11与吸收塔13之间连接了设有流量调节器12的粗烯烃气体导入管111。由粗烯烃钢瓶11导出的粗烯烃气体通过流量调节器12控制到规定的流量而流过粗烯烃气体导入管111内，导入至吸收塔13。导入至吸收塔13的粗烯烃气体的流量例如为相对于吸收塔13的每1m2塔截面积为1～100L/sec。
吸收塔13是具有中空的内部空间的密闭容器。在吸收塔13的内部空间中贮留有由含有银离子的溶液形成的吸收液。该吸收液例如是制备成规定浓度的硝酸银水溶液。粗烯烃气体导入管111的一个端部在吸收塔13的下部于吸收液中开放。由粗烯烃钢瓶11导出流经粗烯烃气体导入管111内而流向吸收塔13的粗烯烃气体，由粗烯烃气体导入管111的上述一个端部流入到吸收液中。这样，粗烯烃气体与含有银离子的吸收液进行接触。与吸收液接触过的粗烯烃气体被吸收液吸收。作为粗烯烃气体中的主成分的烯烃在吸收液中的溶解度比粗烯烃气体中的杂质（例如链烷烃）在吸收液中的溶解度大，因此，烯烃优先被吸收液吸收。
对于吸收塔13内的吸收液（例如硝酸银水溶液），浓度高的情况下每单位体积和单位时间的烯烃吸收量增多，因而优选。烯烃为丙烯时，硝酸银水溶液的浓度例如为1～6mol/L的范围，更优选为3～5mol/L。对于硝酸银水溶液的温度，低温的情况下烯烃吸收量增多，因而优选。硝酸银水溶液的温度例如为0～60℃的范围，更优选为0～40℃。对于吸收塔13的内部压力，在一定范围中高压的情况下烯烃吸收量增多，因而优选。吸收塔13的内部压力例如为0.1～0.8MPa（表压：以下记成“（G）”）。
另外，在吸收塔13上连接有第1吸收液导出管112和第1气体导出管114。第1吸收液导出管112是其一个端部在吸收塔13的下部于吸收液中开放、用于将吸收塔13内的吸收液（吸收了粗烯烃气体的吸收液，以下称为“粗烯烃气体吸收液”）向塔外导出的配管。该第1吸收液导出管112的另一个端部与吸收液导入管113连接。由吸收塔13导出而流入第1吸收液导出管112内的粗烯烃气体吸收液，通过流量控制阀112A调整到规定流量，介由吸收液导入管113导入至后述解吸塔14。
第1气体导出管114与吸收塔13的上部连接。第1气体导出管114是用于将贮留在吸收塔13内的没有被吸收液吸收的气体（非吸收气体）向塔外导出的配管。该第1气体导出管114的另一个端部与吸收塔13的上部连接，另一端部与后述的第1除雾器15连接。由吸收塔13导出而流过第1气体导出管114内的非吸收气体导入至第1除雾器15。
作为如上所述构成的吸收塔13，例如可以采用公知的气泡塔、填充塔、湿壁塔、喷雾塔、洗尘器、板式塔等。另外，在吸收塔13中安装有用于将贮留在吸收塔13内的吸收液维持到所希望的温度的温度调节装置。该温度调节装置例如使由气体或者液体构成的调温介质流通至设在吸收塔13周围的套管中。
由吸收塔13导出的粗烯烃气体吸收液通过吸收塔13的内部压力与解吸塔14的内部压力的压力差，介由吸收液导入管113导入至解吸塔14。另外，在上述压力差小时，可以利用泵来移送粗烯烃气体吸收液。导入至解吸塔14中的粗烯烃气体吸收液的流量通过流量控制阀112A来调节，例如为相对于解吸塔14的每1m2塔截面积为0.1～10L/sec。
解吸塔14是具有中空的内部空间的密闭容器。在解吸塔14的内部空间中能收纳规定量的粗烯烃气体吸收液。该解吸塔14使收纳于其内部空间中的粗烯烃气体吸收液所含有的气体成分解吸。从使该气体成分高效地解吸的观点考虑，优选解吸塔14的内部温度比吸收塔13高，优选内部压力比吸收塔13低。当烯烃为丙烯时，解吸塔14内的粗烯烃气体吸收液的温度例如优选为10～70℃，更优选为20～70℃。烯烃为丙烯时，解吸塔14的内部压力例如优选为-0.09～0.3MPa（G），更优选为0～0.3MPa（G）。
另外，在解吸塔14上连接有第2气体导出管115和第2吸收液导出管116。第2气体导出管115与解吸塔14的上部连接，是用于将从粗烯烃气体吸收液解吸的气体成分（以下称为“解吸气体”）向塔外导出的配管。该第2气体导出管115的一个端部与解吸塔14的上部连接，另一端部与后述的第2除雾器16连接。由解吸塔14导出而流入第2气体导出管115内的解吸气体导入至第2除雾器16。
第2吸收液导出管116的一个端部在解吸塔14的下部于粗烯烃气体吸收液中开放，是用于将解吸塔14内的粗烯烃气体吸收液（气体成分解吸后的吸收液，以下称为“气体成分解吸吸收液”）向塔外导出的配管。该第2吸收液导出管116的另一端部介由泵17与吸收塔13的第1气体导出管114的中间部分连接。由解吸塔14导出而流入第2吸收液导出管116内的气体成分解吸吸收液通过泵17送液，介由第1气体导出管114送回到吸收塔13内。
作为如上所述构成的解吸塔14，优选为使粗烯烃气体吸收液进行液分散的构成，例如可以采用公知的填充塔、喷雾塔等。另外，在解吸塔14中安装有用于将收纳于解吸塔14内的粗烯烃气体吸收液维持在所希望的温度的温度调节装置。
由吸收塔13导出而流入第1气体导出管114内的非吸收气体导入至第1除雾器15。第1除雾器15分离出由吸收塔13导出的非吸收气体所含有的雾。在第1除雾器15上连接有用于将从该第1除雾器15通过的气体导入至装置外部的气体排出管117。在气体排出管117上设有第1压力计117A和第1背压阀117B。第1背压阀117B控制开度以使得吸收塔13的内部为规定的压力。
由解吸塔14导出而流过第2气体导出管115内的解吸气体导入至第2除雾器16。导入至第2除雾器16的解吸气体为从在吸收塔13中优先吸收了粗烯烃气体中的烯烃的粗烯烃气体吸收液中解吸的气体，因此与粗烯烃气体相比烯烃浓度提高。第2除雾器16分离出由解吸塔14导出的解吸气体所含有的雾。在第2除雾器16上连接有用于将从该第2除雾器16通过的气体导入至脱水塔18的第3气体导出管118。在第3气体导出管118上设有第2压力计118A和第2背压阀118B。第2背压阀118B控制开度以使得解吸塔14的内部为规定的压力。
脱水塔18除去由第2除雾器16导出的、从解吸气体中除去了雾的气体（与粗烯烃气体相比烯烃浓度被高浓度化了的气体，以下称为“高浓度烯烃气体”）中所含有的水分。脱水塔18中填充有吸附水分的吸附剂。作为这种吸附剂，可以举出硅胶、氧化铝、以及沸石等。作为沸石，可以举出分子筛3A、分子筛4A、以及分子筛13X等。在脱水塔18中吸附除去了水分的高浓度烯烃气体被供给至后述的原料烯烃钢瓶21，含在粗烯烃气体中的杂质被低浓度化、且变成烯烃被高浓度化了的高纯度烯烃。这种高纯度烯烃介由与脱水塔18连接的精制烯烃导出管119导入至原料烯烃钢瓶21。
利用这种包含粗烯烃钢瓶11、吸收塔13、解吸塔14、第1除雾器15、第2除雾器16、以及脱水塔18而构成的烯烃精制部1，在吸收塔13内，从粗烯烃钢瓶11介由粗烯烃气体导入管111导入粗烯烃气体时，该粗烯烃气体与吸收液接触，依次被吸收液吸收。烯烃在吸收液中的溶解度比粗烯烃气体中杂质的溶解度大，因此作为粗烯烃气体中的主成分的烯烃优先被吸收液吸收。所以，随着吹入的粗烯烃气体边吸收到吸收液中边升高，该气体中烯烃浓度降低，另一方面杂质浓度升高。
对于吸收塔13内的吸收液，在吸收塔13内吸收了粗烯烃气体的吸收液（粗烯烃气体吸收液）由吸收塔13的下部介由第1吸收液导出管112以规定流量向吸收塔13外流出。在解吸塔14内解吸了气体成分的吸收液（气体成分解吸吸收液）通过泵17送液，介由第1气体导出管114由吸收塔13的上部送回至吸收塔13内。由此，在吸收塔13内的吸收液中产生朝下的流向。因此，由粗烯烃气体导入管111导入至吸收塔13内的粗烯烃气体在吸收塔13内与朝下流的吸收液进行逆流接触，通过该接触没有被吸收液吸收的非吸收气体向吸收塔13的上部空间吹过。该非吸收气体介由第1气体导出管114送至第1除雾器15，分离除去液体成分，并且介由气体排出管117作为废气向体系外排出。经第1除雾器15分离的液体成分变成液滴通过第1气体导出管114落下，送回至吸收塔13内。
这样，在吸收塔13中，连续供给的粗烯烃气体与吸收液接触，由此该粗烯烃气体中的烯烃优先被吸收液吸收，另一方面非吸收气体向塔外排出。
在解吸塔14内，由吸收塔13导出的粗烯烃气体吸收液中的气体成分被解吸。从粗烯烃气体吸收液中解吸的解吸气体介由第2气体导出管115送至第2除雾器16，除去液体成分，并且介由第3气体导出管118送至脱水塔18，吸附除去水分，作为高纯度烯烃供给至原料烯烃钢瓶21。
在解吸塔14内，解吸了气体成分的吸收液通过第2吸收液导出管116被泵17送出至第1气体导出管114，其后，落下至吸收塔13内。此时，被泵17送出的吸收液的流量与由吸收塔13向解吸塔14流入的吸收液的流量为相同程度。由此，吸收塔13内的吸收液与解吸塔14内的吸收液相互保持平衡地循环。
这样，在解吸塔14中，以规定流量连续流入的吸收液的气体成分解吸，同时解吸气体被导出到塔外，介由脱水塔18作为高纯度烯烃供给至原料烯烃钢瓶21。
例如，由粗烯烃钢瓶11导出的粗烯烃气体是以丙烯为主成分的工业用气体时，该粗烯烃气体含有作为主要杂质的丙烷、作为微量杂质的氧、氮、二氧化碳、乙烷、丁烷等。利用烯烃精制部1来精制这种以丙烯为主成分的粗烯烃气体时，饱和烃被除去。
即，在不利用烯烃精制部1精制由粗烯烃钢瓶11导出的粗烯烃气体而将其直接导入氢化反应部3进行氢化反应时，粗烯烃气体中含有的杂质、乙烷、丁烷等饱和烃仍残留，不能生成高纯度的丙烷。
相对于此，本实施方式的链烷烃制造装置100中，使经烯烃精制部1精制的高纯度的原料烯烃在氢化反应部3中进行氢化反应。经烯烃精制部1精制的高纯度原料烯烃（烯烃为丙烯时）的杂质浓度如后述的实施例那样，例如丙烷从5000ppm变为100ppm以下。
在本实施方式中，使杂质浓度极其低的高纯度的原料烯烃在氢化反应部3中进行氢化反应，因此，能够生成高纯度的链烷烃。
导出部2是将在烯烃精制部1中精制的高纯度原料烯烃、原料氢以及链烷烃向后述氢化反应部3导出的部分。如图2B所示，导出部2以如下方式构成：由作为贮留部发挥功能的原料烯烃钢瓶21、链烷烃钢瓶22、以及原料氢钢瓶23分别导出原料烯烃、原料氢以及链烷烃。
原料烯烃钢瓶21是填充有由烯烃精制部1的脱水塔18导出并流入精制烯烃导出管119内而供给的高纯度的原料烯烃作为气体的钢瓶。在原料烯烃钢瓶21中，在高压条件下封入原料烯烃气体。
在原料烯烃钢瓶21上连接有设有流量调节器24、第1减压阀211A以及第1开关阀211B的原料烯烃导出管211。第1开关阀211B是将原料烯烃导出管211的流路开放或者关闭的阀。在开放第1开关阀211B的状态下，由原料烯烃钢瓶21导出的原料烯烃气体通过第1减压阀211A调整为规定的压力，并且通过流量调节器24控制成规定的流量地流入原料烯烃导出管211内，介由混合配管311导入至氢化反应部3。导入至氢化反应部3的原料烯烃优选将空间速度SV调整为10～10000/h，更优选调整为10～1000/h，特别优选调整至10～500/h。
链烷烃钢瓶22是填充有链烷烃作为气体或者液化气体的钢瓶。在链烷烃钢瓶22中在高压条件下封入链烷烃气体。填充在链烷烃钢瓶22中的链烷烃是具有与导入至氢化反应部3的原料烯烃的碳原子数相同的碳原子数的链烷烃。例如，在导入至氢化反应部3的原料烯烃是碳原子数为3的丙烯时，填充至链烷烃钢瓶22中的链烷烃是碳原子数为3的丙烷。
在链烷烃钢瓶22上连接有设有流量调节器25、第2减压阀212A以及第2开关阀212B的链烷烃导出管212。第2开关阀212B是开放或者关闭链烷烃导出管212的流路的阀。在开放第2开关阀212B的状态下，由链烷烃钢瓶22导出的链烷烃气体通过第2减压阀212A调整为规定压力，并且通过流量调节器25控制成规定流量地流入链烷烃导出管212内，介由混合配管311导入至氢化反应部3。导入至氢化反应部3的链烷烃优选将空间速度SV调整为10～10000/h，更优选调整为10～1000/h，特别优选调整为10～500/h。
原料氢钢瓶23是填充有原料氢作为气体的钢瓶。在原料氢钢瓶23中在高压条件下封入氢气。填充在原料氢钢瓶23中的氢气的纯度为99～99.99999摩尔%，优选为99.999摩尔%以上。如果高纯度原料烯烃的氢化反应中使用的氢气的纯度低，则在得到的链烷烃与氢的混合气体中其它杂质浓度变高。
在原料氢钢瓶23上连接有设有流量调节器26、第3减压阀213A以及第3开关阀213B的氢导出管213。第3开关阀213B是开放或者关闭氢导出管213的流路的阀。在开放第3开关阀213B的状态下，由原料氢钢瓶23导出的氢气通过第3减压阀213A调整为规定压力，并且通过流量调节器26控制为规定流量地流入氢导出管213内，介由混合配管311导入至氢化反应部3。导入至氢化反应部3的原料氢优选将空间速度SV调整为10～10000/h，更优选调整为10～1000/h，特别优选调整为10～500/h。
流入原料烯烃导出管211内的原料烯烃、流入链烷烃导出管212内的链烷烃和流入氢导出管213内的氢气在混合配管311内混合而导入至氢化反应部3。
氢化反应部3具有被供给通过导出部2由原料烯烃钢瓶21、链烷烃钢瓶22以及原料氢钢瓶23分别导出的原料烯烃、原料氢以及链烷烃的反应器31。
反应器31是具有中空的内部空间的密闭容器。在反应器31的内部空间填充有催化剂。另外，在反应器31中安装有用于将反应器31内维持在所希望的温度的温度调节装置。在反应器31内，在存在链烷烃的状态下，在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃。
作为填充在反应器31内的催化剂，只要是还原催化剂，就没有特别限定，例如优选为含有选自钯（Pd）、铑（Rh）、铂（Pt）、钌（Ru）、以及镍（Ni）中的至少1种元素的催化剂，特别优选为含有钯（Pd）的催化剂。通过在这种催化剂的存在下进行高纯度原料烯烃的氢化反应，能够提高氢化反应的效率，从而能够提高高纯度链烷烃的生产率。
另外，可以在将氧化铝球、陶瓷球等与催化剂混合的状态下，填充至反应器31内。由此能够抑制与反应器31内的氢化反应相伴的发热，因此能够将反应温度保持恒定。
另外，在反应器31内，原料烯烃、原料氢以及链烷烃的空间速度SV优选为10～10000/h，更优选为10～1000/h，特别优选为10～500/h。空间速度SV过小时，使用的催化剂量增多，成本变高。空间速度SV过大时，有可能无法进行充分的氢化以使得烯烃改性成链烷烃。
另外，在反应器31内，原料烯烃与原料氢的摩尔比优选为原料烯烃/原料氢＝1/1.1～1/10，更优选为1/1.5～1/10。原料氢相对于原料烯烃的摩尔比过小时，有可能无法充分地进行使烯烃改性成链烷烃的氢化。原料氢相对于原料烯烃的摩尔比过大时，在生成的链烷烃中过于大量地残留未反应的氢气。
另外，在反应器31内，原料烯烃与链烷烃的摩尔比优选为原料烯烃/链烷烃＝1/5～1/30，更优选为1/10～1/25。链烷烃相对于原料烯烃的摩尔比过小时，抑制与反应器31内的氢化反应相伴的发热的效果不充分。链烷烃相对于原料烯烃的摩尔比过大时，由原料烯烃的氢化反应生成的链烷烃的生成量变得过少。
另外，反应器31内的温度优选为0～200℃，特别优选为50～150℃。温度过低时，使用催化剂的氢化反应变得难以进行。另外，温度过高时，有可能引起烯烃分解。
本实施方式的链烷烃制造装置100中，由反应器31内的原料烯烃生成链烷烃的氢化反应在链烷烃的存在下进行，因此能够通过链烷烃具有的显热来抑制反应温度升高。
例如，在反应器31内，使作为原料烯烃的丙烯在钯催化剂的存在下进行氢化反应而生成丙烷时，在丙烯与氢气的摩尔比为丙烯/氢＝1/1.1的情况下瞬时地引起反应时，反应温度变成约为900℃。并且，如果反应温度变成高温，则在钯催化剂表面引起丙烯或者丙烷分解，在反应产物中生成几体积%的甲烷和乙烷。
相对于此，如果在使丙烯在钯催化剂的存在下进行氢化反应时，从氢化反应开始时使丙烷作为链烷烃共存于反应体系中，具体而言，在以丙烯/氢/丙烷＝1/1.1/25的摩尔比共存有丙烯、氢和丙烷的状态下开始氢化反应，则能够将反应温度抑制到75℃。这样能够抑制反应温度升高，因此能够抑制丙烯或者丙烷发生分解，从而能够将反应产物中的甲烷、乙烷的浓度分别抑制到5ppm以下。
另外，反应器31内的压力优选为0.0～2.0MPa（G）。例如，在反应器31内使作为原料烯烃的丙烯进行氢化反应生成丙烷时，反应器31内的压力优选为0.05～0.7MPa（G）。氢化反应一般存在在高压条件下被促进的倾向，但是，在压力过低时，反应热大量生成而成为使反应温度稳定的障碍。另外，压力过高时，存在不使原料烯烃、链烷烃气化而以液体状收纳于反应器31内的可能性，因而不优选。
在反应器31中进行氢化反应后的存在于该反应器31内的含有链烷烃的气体状的反应产物流过作为反应产物导出部而发挥功能的反应产物导出管312而导入至部分冷凝部4。
部分冷凝部4具有部分冷凝器41、作为气相成分导出部发挥功能的气相成分导出管411和作为液相成分导出部发挥功能的液相成分导出管413。
部分冷凝器41将流过反应产物导出管312供给至部分冷凝器41内的气体状反应产物部分冷凝。具体而言，部分冷凝器41通过以反应产物中的一部分链烷烃液化的方式将该反应产物部分冷凝而分离成液相成分和气相成分。
作为部分冷凝器41，可以使用多管式热交换器、双管式热交换器、搪玻璃制热交换器、盘管式热交换器、螺旋型热交换器、板式热交换器、水浸式蛇管型热交换器（trombone heat exchanger）、不渗透石墨制热交换器等。
作为部分冷凝器41的材质，优选使用铸铁、SUS304、SUS316、SUS316L等。另外，也可以优选使用玻璃、耐热玻璃、石英玻璃等玻璃材质，在金属表面涂布有这些材质的材料、例如搪玻璃材料也能够用于部分冷凝器41。
另外，部分冷凝器41中的设定条件只要是反应产物中的一部分链烷烃发生液化的条件，就没有特别限定，但优选将部分冷凝温度设定为-35℃～15℃左右。在部分冷凝温度低于-35℃时，需要用于形成低温的特殊冷却剂，结果增加了用于将其冷却的能量成本，因而不优选。另外，在部分冷凝温度超过15℃时，气相成分的压力增高而需要耐压的设备，因而不优选。另外，部分冷凝器41内的部分冷凝温度利用制冷剂循环器42保持到规定温度。
另外，部分冷凝器41内的压力优选为0.05～0.3MPa（G）。该部分冷凝器41内的压力通过第3压力计41A监视。
通过部分冷凝器41中的部分冷凝操作，气体状的反应产物中的一部分链烷烃经部分冷凝而液化变成液相成分，没有被液化的部分仍为气体形式残留成为气相成分。在部分冷凝器41上连接有气相成分导出管411、气相成分排出管412以及液相成分导出管413。
气相成分导出管411是一个端部与部分冷凝器41连接、另一端部与混合配管311连接的配管。在气相成分导出管411上，在一个端部与另一端部之间，连接有作为再循环供给部发挥功能的气相成分送出泵6。另外，在气相成分导出管411上设有流量调节器43、第4开关阀411A以及第5开关阀411B，在气相成分导出管411中，在气相成分送出泵6与部分冷凝器41之间设有第4开关阀411A，在气相成分送出泵6与混合配管311之间设有流量调节器43和第5开关阀411B。
经部分冷凝器41分离的气相成分中含有反应产物中所含有的一部分链烷烃、氢以及烯烃等。气相成分送出泵6将由部分冷凝器41导出而流入气相成分导出管411内的气相成分作为再利用原料和链烷烃向反应器31移送，将该再利用原料和链烷烃供给至反应器31。
作为气相成分送出泵6，可以举出往返式泵、旋转式泵等。另外，作为用于将由部分冷凝器41导出的气相成分作为再利用原料和链烷烃供给至反应器31的再循环供给部，不限定于泵式的气相成分送出泵6，例如也可以使用涡轮鼓风机、容积鼓风机、离心风机、混流风机、轴流风机、往复式压缩机（往复压缩机）、螺杆式压缩机、膜片式压缩机、离心式压缩机等送风机。
从部分冷凝器41导出的气相成分（再利用原料和链烷烃）在开放第4开关阀411A和第5开关阀411B的状态下，通过流量调节器43调节流量，流过气相成分导出管411和混合配管311导入至反应器31。这样导入至反应器31的再利用原料和链烷烃用于反应器31内的氢化反应。因此，由原料烯烃钢瓶21导出供给至反应器31的原料烯烃的量、由链烷烃钢瓶22导出供给至反应器31的链烷烃的量、由原料氢钢瓶23导出供给至反应器31的氢的量，根据导入至反应器31的再利用原料和链烷烃中所含有的烯烃、链烷烃以及氢的量进行调节。
气相成分排出管412是一个端部与部分冷凝器41连接、另一端部向外部空间开放的配管。在该气相成分排出管412上设有开放或者关闭气相成分排出管412的流路的第6开关阀412A。在关闭设在气相成分导出管411上的第4开关阀411A的状态下，开放第6开关阀412A，由此部分冷凝器41的气相成分流入气相成分排出管412内，排出到装置外部。
液相成分导出管413是一个端部与部分冷凝器41连接、另一端部与回收部5的回收容器51连接的配管。在该液相成分导出管413上设有开放或者关闭液相成分导出管413的流路的第7开关阀413A。
经部分冷凝器41分离的液相成分是精制的链烷烃。通过开放第7开关阀413A，作为部分冷凝器41的液相成分的链烷烃的精制物流入液相成分导出管413内，由部分冷凝器41向回收容器51导出。
回收部5具有回收容器51。回收容器51是用于将由部分冷凝器41导出而流入液相成分导出管413内的部分冷凝器41的液相成分作为液体状的链烷烃精制物（以下称为“精制链烷烃”）回收、并贮留该精制链烷烃的容器。回收容器51利用制冷剂循环器52将其内部温度保持在规定温度。
另外，回收容器51以在回收容器51的上部形成气相的方式贮留液体状的精制链烷烃。在回收容器51的气相侧的上部，连接有回收气相成分导出管511和回收气相成分排出管512。
回收气相成分导出管511是一个端部与回收容器51连接、另一端部与混合配管311连接的配管。在回收气相成分导出管511上设有开放或者关闭回收气相成分导出管511的流路的第8开关阀511A和流量调节器53。
贮留于回收容器51中的液体状精制链烷烃有时含有低沸点物质的氢等。这种精制链烷烃所含有的氢等低沸点物质在通过制冷剂循环器52保持在规定温度的回收容器51内被浓缩在气相中。
通过开放设在回收气相成分导出管511上的第8开关阀511A而形成于回收容器51的上部的气相成分边通过流量调节器53调节流量，边流入回收气相成分导出管511内，并介由混合配管311供给至反应器31。这样，导入至反应器31的回收容器51的气相成分被用于反应器31内的氢化反应中。
回收气相成分排出管512是一个端部与回收容器51连接、另一端部向外部空间开放的配管。在该回收气相成分排出管512上设有开放或者关闭回收气相成分排出管512的流路的第9开关阀512A。在关闭设在回收气相成分导出管511上的第8开关阀511A的状态下，开放第9开关阀512A，由此回收容器51的气相成分流入回收气相成分排出管512内，排出到装置外部。
如上所述，在本实施方式的链烷烃制造装置100中，使经烯烃精制部1精制的高纯度的烯烃，于反应器31中在链烷烃和催化剂存在下与氢接触进行氢化反应，由此能够获得高纯度的链烷烃。
另外，反应器31中的氢化反应是在由链烷烃钢瓶22导出而供给至反应器31的链烷烃的存在下进行的，因此能够抑制反应温度升高，其结果是，能够抑制烯烃或者链烷烃发生分解。
另外，由反应器31中的氢化反应而得到的反应产物经部分冷凝器41分离成液相成分和气相成分，通过回收容器51将该液相成分作为精制链烷烃回收，因此能够获得高纯度的精制链烷烃。
另外，链烷烃制造装置100以部分冷凝器41的气相成分和回收容器51的气相成分被导入至反应器31的方式构成，因此能够将各气相成分所含有的烯烃、链烷烃以及氢作为氢化反应时的原料而再利用。
图3是表示本发明的第2实施方式所涉及的链烷烃制造装置200的构成的图。本实施方式的链烷烃制造装置200与上述链烷烃制造装置100类似，对于相对应的部分，赋予相同的参照符号省略说明。链烷烃制造装置200的再循环供给部的构成与上述链烷烃制造装置100不同。链烷烃制造装置100具备气相成分送出泵6作为再循环供给部，而链烷烃制造装置200具备气体喷射器201作为再循环供给部。该链烷烃制造装置200与链烷烃制造装置100同样地具备烯烃精制部1，但图3中省略了烯烃精制部1。
气体喷射器201在混合配管311中设在导出部2与反应器31之间。并且，在该气体喷射器201上连接有气相成分导出管411的与部分冷凝器41连接一侧成相反侧的另一端部。
气体喷射器201将由部分冷凝器41导出而流入气相成分导出管411内的部分冷凝器41的气相成分供给至反应器31。气体喷射器201是以喷射气体流为驱动源、不具有机械驱动部的真空泵，一般地可以使用市售的气体喷射器。通过将这种不具有机械驱动部的气体喷射器201用作再循环供给部，能够将减少了杂质污染的再利用原料和链烷烃导入至反应器31。
实施例
下面，基于实施例进一步详细地说明本发明，但本发明不仅限定于所述实施例。
（实施例1）
＜高纯度丙烯的制造＞
将工业用丙烯（三井化学制、纯度99.5%）供给至利用硝酸银水溶液为吸收液的图2A所示的烯烃精制部进行精制。具体而言，分别使用不锈钢制的圆筒管（内径54.9mm×高度500mm，容积1185mL）作为由气泡塔形成的吸收塔和解吸塔。在吸收塔中，使5mol/L的硝酸银水溶液贮留735mL（吸收液的液面高度310mm），在解吸塔中，使同浓度的硝酸银水溶液贮留355mL（吸收液的液面高度150mm）。
作为吸收塔中的条件，使内部压力为0.5MPa（G），内部温度为25℃。作为解吸塔中的条件，使内部压力为0.1MPa（G），内部温度为25℃。使贮留于吸收塔和解吸塔中的硝酸银水溶液以25mL/min的流量循环。解吸塔中，解吸气体（精制丙烯气体）以637mL/min导出，回收率为96.1摩尔%，纯度为99.99摩尔%。另外，吸收塔中，非吸收气体以26mL/min排出，排出率为3.9摩尔%。
将这样得到的经精制的高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使用不锈钢制的圆筒管（内径12.4mm×高度100mm）作为反应器。在反应器中填充有Pd（0.5重量%）/Al2O3催化剂（N1182AZ，日挥触媒化成制）10mL。在该反应器中以40mL/min（表示换算成NTP、0℃、1atm下的流量的值）的流量供给按上述方式精制的原料丙烯气体（纯度99.99摩尔%），以60mL/min（NTP）的流量供给原料氢气（住友精化株式会社制，EG级别，纯度99.9999摩尔%），以400mL/min（NTP）的流量供给丙烷气体（AGT公司制，纯度99.999摩尔%）。反应器内的各气体的摩尔比为丙烯/氢/丙烷＝2/3/20（＝1/1.5/10）。作为反应器中的氢化反应条件，使内部压力为0.3MPa（G）。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以丙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果丙烯浓度为1体积ppm以下，甲烷和乙烷浓度分别为1体积ppm以下。
（实施例2）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度的丙烯，将该高纯度的丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使用不锈钢制的圆筒管（内径12.4mm×高度100mm）作为反应器。在反应器中填充有Rh（0.5重量%）/Al2O3催化剂（Aldrich公司制）10mL。对该反应器以40mL/min（NTP）的流量供给按上述方式精制的原料丙烯气体（纯度99.99摩尔%），以60mL/min（NTP）的流量供给原料氢气（纯度99.9999摩尔%），以200mL/min（NTP）的流量供给丙烷气体（纯度99.999摩尔%）。反应器内各气体的摩尔比为丙烯/氢/丙烷＝2/3/10（＝1/1.5/5）。作为反应器中的氢化反应条件，使内部压力为0.3MPa（G）。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为200℃。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以丙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果丙烯浓度为2体积ppm，甲烷浓度为4体积ppm，乙烷浓度为6体积ppm。
（实施例3）
＜高纯度乙烯的制造＞
将乙烯（住友精化株式会社制，PURE级别，纯度99.9%）供给至使用硝酸银水溶液为吸收液的图2A所示的烯烃精制部进行精制。在吸收塔中，使3mol/L的硝酸银水溶液贮留237mL（吸收液的液面高度100mm），在解吸塔中，使同浓度的硝酸银水溶液贮留355mL（吸收液的液面高度150mm）。
作为吸收塔中的条件，使内部压力为0.5MPa（G），内部温度为25℃。作为解吸塔中的条件，使内部压力为0.1MPa（G），内部温度为40℃。使贮留于吸收塔和解吸塔中的硝酸银水溶液以25mL/min的流量循环。解吸塔中，解吸气体（精制乙烯气体）以760mL/min导出，回收率为95.0摩尔%，纯度为99.99摩尔%。另外，吸收塔中，非吸收气体以40mL/min排出，排出率为5.0摩尔%。
将这样获得的经精制的高纯度乙烯用作供给至反应器的原料乙烯。
＜乙烷的生成＞
使用不锈钢制的圆筒管（内径12.4mm×高度100mm）作为反应器。在反应器中填充有Pd（0.5重量%）/Al2O3催化剂（N1182AZ，日挥触媒化成制）10mL。对该反应器以40mL/min（NTP）的流量供给按上述方式精制的原料乙烯气体（纯度99.99摩尔%），以60mL/min（NTP）的流量供给原料氢气（纯度99.9999摩尔%），以200mL/min（NTP）的流量供给乙烷气体（住友精化株式会社制，纯度99.9摩尔%以上）。反应器内各气体的摩尔比为乙烯/氢/乙烷＝2/3/10（＝1/1.5/5）。作为反应器中的氢化反应条件，使内部压力为0.3MPa（G）。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以乙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果乙烯浓度为1体积ppm以下，没有检测到甲烷。
（实施例4）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度丙烯，将该高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使反应器内的丙烯、氢和丙烷各气体的摩尔比为丙烯/氢/丙烷＝1/1.1/10，除此之外，与实施例1同样地进行，获得以丙烷为主成分的反应产物。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以丙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果丙烯浓度为1体积ppm以下，甲烷浓度为4体积ppm，乙烷浓度为3体积ppm。
（实施例5）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度丙烯，将该高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使反应器内的丙烯、氢和丙烷各气体的摩尔比为丙烯/氢/丙烷＝1/1.3/10，除此之外，与实施例1同样地进行，获得以丙烷为主成分的反应产物。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以丙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果丙烯浓度为1体积ppm以下，甲烷和乙烷浓度分别为1体积ppm以下。
（实施例6）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度丙烯，将该高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使用不锈钢制的圆筒管（内径12.4mm×高度100mm）作为反应器。在反应器中填充有Pd（0.5重量%）/Al2O3催化剂（N1182AZ，日挥触媒化成制）10mL。对该反应器以40mL/min（NTP）的流量供给按上述方式精制的原料丙烯气体（纯度99.99摩尔%），以60mL/min（NTP）的流量供给原料氢气（纯度99.9999摩尔%），以400mL/min（NTP）的流量供给丙烷气体（纯度99.999摩尔%）。反应器内各气体的摩尔比为丙烯/氢/丙烷＝2/3/20（＝1/1.5/10）。作为反应器中的氢化反应条件，使内部压力为0.3MPa（G）。
进而，将在氢化反应后由反应器导出的反应产物供给至部分冷凝器（传热面积130cm2，SUS304制）。在该部分冷凝器（温度：-25℃、压力：0.1MPa（G））中，以反应产物中的一部分丙烷发生液化的方式将反应产物部分冷凝。利用回收容器将部分冷凝器中的液相成分作为丙烷的精制物回收，通过该回收容器贮留液体状的丙烷（4L）。另外，使用膜片式泵作为再循环供给部，将部分冷凝器中的气相成分作为再利用原料和丙烷供给至反应器。另外，作为部分冷凝器的运转条件，将部分冷凝器的出口流量（作为气相成分向反应器导出的再利用原料和丙烷的导出流量）相对于部分冷凝器的入口流量（由反应器导出的反应产物的供给流量）的百分率（冷凝器馏出率）设定为2%。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，使链烷烃制造装置的运转持续6小时，在该6小时后，利用气相色谱法（FID）对形成于贮留有液体状丙烷的回收容器上部的气相成分所含有的杂质浓度进行分析，结果丙烯浓度为1体积ppm以下，甲烷浓度为2体积ppm，乙烷浓度为1体积ppm以下。
另外，以在回收容器内贮留有液体状丙烷的状态，使设在回收气相成分排出管上的第9开关阀开放，使形成于回收容器上部的一部分气相成分排出至装置外部。其后，关闭第9开关阀，利用气相色谱法（FID）对形成于回收容器上部的气相成分所含有的杂质浓度进行分析，结果甲烷浓度为1体积ppm以下。
（实施例7）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度丙烯，将该高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
用气体喷射器（91-07u，中岛铜工公司制）来代替膜片式泵作为再循环供给部，除此之外，与实施例6同样地进行，将液体状的丙烷回收至回收容器。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为100℃。另外，使链烷烃制造装置的运转持续6小时，在该6小时后，利用气相色谱法（FID）对形成于贮留有液体状丙烷的回收容器上部的气相成分所含有的杂质浓度进行分析，结果丙烯浓度为1体积ppm以下，甲烷浓度为2体积ppm，乙烷浓度为1体积ppm以下。
另外，以在回收容器内贮留有液体状丙烷的状态，使设在回收气相成分排出管上的第9开关阀开放，使形成于回收容器上部的一部分气相成分排出至装置外部。其后，关闭第9开关阀，利用气相色谱法（FID）对形成于回收容器上部的气相成分所含有的杂质浓度进行分析，结果甲烷浓度为1体积ppm以下。
（比较例1）
＜高纯度丙烯的制造＞
与实施例1同样地进行，获得精制的高纯度丙烯，将该高纯度丙烯用作供给至反应器的原料丙烯。
＜丙烷的生成＞
使用不锈钢制的圆筒管（内径12.4mm×高度100mm）作为反应器。在反应器中填充有Pd（0.5重量%）/Al2O3催化剂（N1182AZ，日挥触媒化成制）10mL。对该反应器以40mL/min（NTP）的流量供给按上述方式精制的原料丙烯气体（纯度99.99摩尔%），以60mL/min（NTP）的流量供给原料氢气（纯度99.9999摩尔%）。比较例1中，没有通过氢化反应进行丙烷气体的供给。反应器内各气体的摩尔比为丙烯/氢＝2/3（＝1/1.5）。作为反应器中的氢化反应条件，使内部压力为0.3MPa（G）。
＜结果＞
反应器中氢化反应时的反应温度为350℃，不能抑制反应温度升高。另外，在氢化反应后由反应器导出的反应产物是以丙烷为主成分的气体。利用气相色谱法（FID）对该反应产物所含杂质的浓度进行分析，结果甲烷浓度为800体积ppm，乙烷浓度为600体积ppm。另外，由于检测峰与丙烷重叠，因此不能测定丙烯浓度。
由实施例1～7和比较例1的评价结果可明确，反应器中的氢化反应从反应开始时在链烷烃的存在下进行，由此能够抑制反应温度的升高，其结果是，能够抑制烯烃或者链烷烃发生分解，从而能够获得高纯度的链烷烃。
本发明只要不脱离其精神或者主要特征，能够以其它各种各样的方式来实施。因此，上述实施方式在所有方面仅是例示，本发明的范围示于权利要求书，不受说明书本文的任何约束。并且属于权利要求书范围的变形、变更全部为本发明范围内。

Claims (6)

1.一种链烷烃的制造方法，其特征在于，包含下述工序：
供给工序，其将原料烯烃、原料氢和链烷烃供给至反应器；和
氢化反应工序，其在所述反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃，
所述原料烯烃是碳原子数为2或3的烯烃，
在所述供给工序中向反应器供给的所述链烷烃的碳原子数与所述原料烯烃的碳原子数相同，
在所述氢化反应工序中，在所述反应器内，在所述原料烯烃与所述原料氢的摩尔比即原料烯烃/原料氢为1/1.1～1/10、且所述原料烯烃与所述链烷烃的摩尔比即原料烯烃/链烷烃为1/5～1/30的状态下开始氢化反应。
2.根据权利要求1所述的链烷烃的制造方法，其特征在于，进一步包含下述工序：
反应产物供给工序，其将在所述氢化反应工序中进行氢化反应后的存在于所述反应器内的含有链烷烃的反应产物供给至部分冷凝器；
部分冷凝工序，其在所述部分冷凝器中，通过以使反应产物中的一部分链烷烃液化的方式将该反应产物部分冷凝，分离成液相成分和气相成分，将液相成分和气相成分分别从部分冷凝器导出；
再循环供给工序，其将从所述部分冷凝器导出的气相成分作为再利用原料和链烷烃供给至所述反应器；
回收工序，其将从所述部分冷凝器导出的液相成分作为链烷烃的精制物回收。
3.根据权利要求1所述的链烷烃的制造方法，其特征在于，含有下述烯烃精制工序作为所述供给工序的前工序：通过使作为所述原料烯烃的来源的原料来源烯烃与含有银离子的分离体进行接触，从原料来源烯烃中分离杂质，获得烯烃的精制物，
所述供给工序中，将在所述烯烃精制工序中得到的烯烃的精制物作为原料烯烃供给至所述反应器。
4.一种链烷烃制造装置，其特征在于，具备：
贮留部，其分别贮留原料烯烃、原料氢以及链烷烃；
导出部，其从所述贮留部分别导出原料烯烃、原料氢以及链烷烃；
氢化反应部，其具有被供给通过所述导出部从所述贮留部导出的原料烯烃、原料氢以及链烷烃的反应器，在该反应器内，在存在链烷烃的状态下并在催化剂的存在下使原料烯烃与原料氢接触而发生氢化反应，由此生成链烷烃，
所述原料烯烃是碳原子数为2或3的烯烃，
向所述反应器供给的所述链烷烃的碳原子数与所述原料烯烃的碳原子数相同，
在所述氢化反应部中，在所述反应器内，在所述原料烯烃与所述原料氢的摩尔比即原料烯烃/原料氢为1/1.1～1/10、且所述原料烯烃与所述链烷烃的摩尔比即原料烯烃/链烷烃为1/5～1/30的状态下开始氢化反应。
5.根据权利要求4所述的链烷烃制造装置，其特征在于，进一步具备：
部分冷凝部，其是将在所述反应器中进行氢化反应后的存在于该反应器内的含有链烷烃的反应产物进行部分冷凝的部分冷凝部，该部分冷凝部具有：通过以使反应产物中的一部分链烷烃液化的方式将该反应产物部分冷凝从而分离成液相成分和气相成分的部分冷凝器、将在所述部分冷凝器中分离得到的气相成分从该部分冷凝器导出的气相成分导出部、将在所述部分冷凝器中分离得到的液相成分从该部分冷凝器导出的液相成分导出部；
再循环供给部，其将通过所述气相成分导出部从所述部分冷凝器导出的气相成分作为再利用原料和链烷烃供给至所述反应器；
回收部，其将通过所述液相成分导出部从所述部分冷凝器导出的液相成分作为链烷烃的精制物回收。
6.根据权利要求4所述的链烷烃制造装置，其特征在于，进一步具备烯烃精制部，所述烯烃精制部是设在所述导出部的前段的烯烃精制部，其通过使作为所述原料烯烃的来源的原料来源烯烃与含有银离子的分离体进行接触，从原料来源烯烃中分离杂质而获得烯烃的精制物，
所述导出部将在所述烯烃精制部中得到的烯烃的精制物作为原料烯烃从所述贮留部导出。
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