CN104910960A - 一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法 - Google Patents

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  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

本发明涉及一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，采用低温费托合成轻油为原料，经过分馏塔、加氢精制、脱气塔、C6/C7切割塔、C5/C6切割塔、C10/C11切割塔、C8/C9切割塔、C7/C8切割塔、C9/C10切割塔、C13/C14切割塔、C17/C18切割塔的提质与精馏分离，得到富正戊烷、6号、120号、140号、200号、D30、D40、D65、D100、D120等多种型号的溶剂油。与现有技术相比，本方法所产产品都是正构烷烃溶剂油，具有工艺流程简单、所产溶剂油种类多、品质高等优点。

Description

一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法
技术领域
本发明涉及一种溶剂油生产方法，尤其是涉及一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法。
背景技术
溶剂油产品是五大类石油产品之一，是以石油加工生产的用于涂料和油漆生产、食用油加工、印刷油墨、皮革、农药、橡胶、化妆品、香料、化工聚合、医药以及在IC电子部件的清洗等诸方面的轻质油。溶剂油的用途十分广泛并且与人们的衣食住行密切相关。
按沸程分，溶剂油可分为三类：低沸点溶剂油，如6号溶剂油，沸程为60-90℃；中沸点溶剂油，如橡胶溶剂油(120号溶剂油)，沸程为80-120℃；高沸点溶剂油，如油漆溶剂油(200号溶剂油)，沸程为140-200℃。目前国内仍以6号、120号和200号溶剂油为主流品种。
我国生产石油烃类溶剂油的原料主要有三种：催化重整抽余油、油田稳定轻烃和直馏汽油。由于原料来源不同，所生产溶剂油产品的类型和其中硫、芳烃的含量差别较大。如抽余油是65～150℃馏分油，且抽余油原料经过了加氢处理，由其生产的6号及120号溶剂油的芳烃及硫含量均能达到国家标准；油田稳定轻烃原料中丁烷、戊烷含量较多，所以产品中丁烷、戊烷溶剂油比例较大；而以直馏汽油为原料时，产品则以200号溶剂油为主。以油田稳定轻烃和直馏汽油为原料生产的溶剂油中硫和芳烃含量均达不到国家标准，需进一步进行脱硫、脱芳处理。
普通溶剂油的生产工艺包括切割馏分和精制两个过程。切割主要是将轻质直馏馏分(通常由常压塔直接切取)切割成适当窄馏分或将催化重整抽余油进行分馏。各种溶剂油一般都需精制，目的是改善颜色、提高安定性、减少腐蚀性物质和降低毒性等。精制方法主要有碱洗、白土精制、加氢精制等。此外，还可以通过分子筛精制方法生产普通溶剂油。采用这些工艺生产的产品硫、氮含量相对较高，芳烃、不饱和烯烃含量多，致使产品味道大、毒性强、颜色深，虽然能够满足溶解性和经济性的需要，但远远不能满足特殊场合的需要。
随着各国环保意识的逐步增强和对溶剂油使用标准的法规日趋完善，溶剂油品种正在向低芳烃、低硫、无毒、无味的环保型溶剂油方向发展，低毒无毒溶剂油已成为各国溶剂油生产商的发展方向。由于石油原料中S、N等杂质的存在、以及较高的芳烃含量，导致生产低芳环保型溶剂油的技术要求较高、工艺流程复杂、成本高，因此国内溶剂油生产仍以常见的芳烃含量较高、环保性能欠佳的普通溶剂油为主，仅部分厂家开发了D系列脱芳烃特种溶剂油和高沸点芳烃溶剂油。另外，复杂的族组成也导致以石油为原料生产正构烷烃类溶剂油的工艺流程比较复杂。
近年来，随着世界各国对石油资源的开采，石油资源越来越少，特别是对于很多石油资源本来就缺乏的国家如中国更是如此，因此世界各国纷纷重视开发其它能源，以缓解对石油资源的依赖，尤其是煤/天然气/煤层气转化制取油品的费托合成工艺越来越受到重视，合成气来源非常广泛，对于富煤贫油或富气贫油的国家来说，依托费托-合成反应开发用合成气制取燃料油和化学品等产品的新工艺具有非常重要的意义。
费托合成油品主要是由直链烷烃、烯烃及含氧化合物组成，是环境友好的燃料油和化学品。与石油原料相比，费托合成油品无硫、无氮、几乎无芳烃，烷烃尤其是正构烷烃含量高，是生产高品质溶剂油的优质原料。
中国专利CN 103387848A公开了从费托合成蜡生产溶剂油、润滑油基础油和重质蜡，包括：a)在第一加氢精制反应区将费托合成蜡与加氢精制催化剂接触，在第一蒸馏区将该产物分离，得到终馏点小于380℃至550℃和初馏点大于380℃至550℃两种馏分；b)在一个蜡加氢转化反应区将终馏点小于380℃至550℃的馏分与加氢异构化催化剂接触，制备一种倾点降低了的蜡转化生成油；c)在第二加氢精制反应区将蜡转化生成油与一种加氢精制催化剂接触，并将该产物在第二蒸馏区分离，得到至少一种溶剂油和至少一种润滑油基础油；d)在第三加氢精制反应区将初馏点大于380℃至550℃的馏分与一种加氢精制催化剂接触，得到一种经加氢脱色的蜡。该方法是以费托合成蜡为原料，采用多步加氢精制和加氢异构化组合工艺，其产品不能得到正构烷烃溶剂油。本方法以费托合成轻油为原料，通过加氢精制和分离工艺，生产多种正构烷烃溶剂油产品。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种通过加氢精制和多步精馏分离，生产出多种正构烷烃溶剂油产品的由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，以费托合成轻油为原料，通过加氢精制和精馏分离生产溶剂油产品，具体采用以下步骤：
a)费托合成油物流进入分馏塔，塔顶得到轻馏分物流，塔釜得到的重馏分物流去炼油单元；
b)轻馏分物流与氢气物流进入加氢精制单元，加氢脱除物料中的烯烃、氧化物及芳烃，得到脂肪烷烃物流；
c)脂肪烷烃物流进入脱气塔，塔顶得到低碳烷烃气体物流，塔釜得到C5+脂肪烷烃物流；
d)C5+脂肪烷烃物流进入C6/C7切割塔，塔顶得到C5～C6馏分物流，塔釜得到C6+馏分物流；
e)C5～C6馏分物流进入C5/C6切割塔，塔顶得到的富正戊烷物流，作为正戊烷溶剂油，塔釜得到的富正己烷物流，作为6号溶剂油产品；
f)C6+馏分物流进入C10/C11切割塔，塔顶得到C7～C10馏分物流，塔釜得到C10+馏分物流；
g)C7～C10馏分物流进入C8/C9切割塔，塔顶得到C7～C8馏分物流，塔釜得到C9～C10馏分物流；
h)C7～C8馏分物流进入C7/C8切割塔，塔顶得到富正庚烷的C7馏分物流，作为120号溶剂油产品，塔釜得到富正辛烷的C8馏分物流，作为140号剂油产品；
i)C9～C10馏分物流分成两股物流，一股作为200号溶剂油产品，另一股进入C9/C10切割塔，塔顶得到富正任烷的C9馏分物流，作为D30溶剂油产品，塔釜得到富正葵烷的C10馏分物流，作为D40号溶剂油产品。
j)C10+馏分物流进入C13/C14切割塔，塔顶得到C11～C13馏分物流，作为D65号溶剂油产品，塔釜得到C13+馏分物流；
k)C13+馏分物流进入C17/C18切割塔，塔顶得到C14～C17馏分物流，作为D100号溶剂油产品，塔釜得到C17+馏分物流，作为D120号溶剂油产品。
费托合成油为以铁基或钴基催化剂、温度200～300℃、压力2～5MPa条件得到的低温费托合成轻油，其组成主要为脂肪烷烃、少量脂肪烯烃和醇、醛、酮、酸、酯类含氧化合物、痕量环烷烃和芳烃，无硫无氮。
所述的分馏塔为汽提塔，塔顶馏出的重馏分物流的碳数分布为C3～C19。
所述的加氢精制单元采用的催化剂为以Al2O3为载体，Ni、W、Co或Mo中的一种或两种为活性金属，镧、铈、钛、锆、氟、硼或磷中的0～2种为助剂的负载型加氢催化剂，其中，加氢活性金属占催化剂总重量百分比为5～38％，助剂占催化剂总重量百分比为0～10％。
所述的加氢精制单元的操作温度为260～420℃，压力为2～8MPa，空速为0.5～6LHSV-1，氢油比为100～1000。
所述的脂肪烷烃物流中芳烃含量低于0.01wt％。
C9～C10馏分物流可以直接作为200号溶剂油产品，也可以将其进一步分离成C9溶剂油产品和C10溶剂油产品，为了使流程能同时生产这三种溶剂油产品，只需要将C9～C10馏分物流的一部分作为产品，一部分进入切割塔就可以了，将C9～C10馏分物流分成两股时，只需要在切割塔的进料管道上加入一个流量计。
所述分馏塔为汽提塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～150℃，塔釜温度为200～280℃；
所述脱气塔为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为-20～30℃，塔釜温度为90～150℃；
所述C6/C7切割塔为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为120～180℃；
所述C5/C6切割塔为常压精馏塔，理论塔板数数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为30～40℃，塔釜温度为65～80℃；
所述C10/C11切割塔为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为60～100kPa，塔顶温度为100～130℃，塔釜温度为190～220℃；
所述C8/C9切割塔为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～120℃，塔釜温度为150～180℃；
所述C7/C8切割塔为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～105℃，塔釜温度为130～145℃；
所述C9/C10切割塔为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为145～155℃，塔釜温度为175～190℃；
所述C13/C14切割塔为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为8～30kPa，塔顶温度为120～180℃，塔釜温度为180～220℃；
所述C17/C18切割塔为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为5～8kPa，塔顶温度为150～180℃，塔釜温度为190～220℃。
获得的正戊烷溶剂油中正戊烷含量大于80wt％，
获得的6号、120号、140号、200号、D30、D40、D65、D100、D120溶剂油中正构烷烃含量大于85wt％，可以作为溶剂油或溶剂油调和组分，或进行深度分离生产高纯度正构烷烃产品。
与现有技术相比，本发明以低温费托合成轻油为原料，经过简单的加氢精制和多步精馏分离工艺，即可生产出石化领域难以生产的正构烷烃溶剂油产品，工艺流程简单；另外，本方法生产的溶剂油产品型号多样，且生产的普通溶剂油和低芳溶剂油产品都无硫、无氮、无芳烃等毒性组分，品质非常高。
附图说明
图1为本发明的工艺流程图。
其中：A为分馏塔、B为加氢精制单元、C为脱气塔、D为C6/C7切割塔、E为C5/C6切割塔、F为C10/C11切割塔、G为C8/C9切割塔、H为C7/C8切割塔、I为C9/C10切割塔、J为C13/C14切割塔、K为C17/C18切割塔。
1为费托合成油、2轻油馏分物流、3重馏分物流、4为氢气、5为脂肪烷烃物流、6为低碳烷烃物流、7为C5+脂肪烷烃物流、8为C5～C6馏分物流、9为C6+馏分物流、10为富正戊烷物流、11为富正己烷物流、12为C7～C10馏分物流、13为C10+馏分物流、14为C7～C8馏分物流、15为C9～C10馏分物流、16为富正庚烷馏分物流、17为富正辛烷馏分物流、18为C9～C10馏分物流、19为200号溶剂油、20为C9馏分物流、21为C10馏分物流、22为C11～C13馏分物流、23为C13+馏分物流、24为C14～C17馏分物流、25为C18～C19馏分物流。
具体实施方式
下面结合附图对本发明所提供的方法予以进一步说明，但本发明并不因此而受任何限制。
费托合成轻油馏分物流1进入分馏塔A，塔顶分馏出C3～C19轻馏分物流2，塔釜得到重馏分物流3，轻馏分物流2与氢气物流4进入加氢精制单元B，反应后得到脂肪烷烃物流5，进入加氢产物脱气塔C，在塔顶得到低碳烷烃馏分物流6，塔釜得到C5+脂肪烷烃物流7，该物流进入C6/C7切割塔D，塔顶得到C5～C6馏分物流8，塔釜得到C6+馏分物流9，物流8进入C5/C6切割塔E，塔顶得到富正戊烷物流10，塔釜得到富正己烷物流11，作为6号溶剂油。物流9进入C10/C11切割塔F，塔顶得到C7～C10馏分物流12，塔釜得到C10+馏分物流13，物流12进入C8/C9切割塔G，塔顶得到C7～C8馏分物流14，塔釜得到C9～C10馏分物流15，物流14进入C7/C8切割塔H，塔顶得到富正庚烷物流16，作为120号溶剂油，塔釜得到富正辛烷物流17，作为140号溶剂油。物流15分成物流18和物流19两股，物流18作为200号溶剂油，物流19进入C9/C10切割塔I，塔顶得到C9馏分物流20，作为D30溶剂油，塔釜得到C10馏分物流21，作为D40溶剂油。物流13进入C13/C14切割塔J，塔顶得到C11～C13馏分物流22，作为D65溶剂油，塔釜得到C13+馏分物流23，该物流进入C17/D18切割塔K，塔顶得到C14～C17馏分物流24，作为D100溶剂油，塔釜得到C18～C19馏分物流25，作为D120号溶剂油。
在上述工艺中，采用的费托合成轻油馏分物流1为以铁基或钴基催化剂、温度200～300℃、压力2～5MPa条件得到的低温费托合成轻油，其组成主要为脂肪烷烃、少量脂肪烯烃和醇、醛、酮、酸、酯类含氧化合物、痕量环烷烃和芳烃，无硫无氮。
加氢精制单元B采用的催化剂为以Al2O3为载体，Ni、W、Co或Mo中的一种或两种为活性金属，镧、铈、钛、锆、氟、硼或磷中的0～2种为助剂的负载型加氢催化剂，其中，加氢活性金属占催化剂总重量百分比为5～38％，助剂占催化剂总重量百分比为0～10％，操作温度为260～420℃，压力为2～8MPa，空速为0.5～6LHSV-1，氢油比为100～1000。
使用的分馏塔A为汽提塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～150℃，塔釜温度为200～280℃；脱气塔C为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为-20～30℃，塔釜温度为90～150℃；C6/C7切割塔D为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为120～180℃；C5/C6切割塔E为常压精馏塔，理论塔板数数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为30～40℃，塔釜温度为65～80℃；C10/C11切割塔F为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为60～100kPa，塔顶温度为100～130℃，塔釜温度为190～220℃；C8/C9切割塔G为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～120℃，塔釜温度为150～180℃；C7/C8切割塔H为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～105℃，塔釜温度为130～145℃；C9/C10切割塔I为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为145～155℃，塔釜温度为175～190℃；C13/C14切割塔J为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为8～30kPa，塔顶温度为120～180℃，塔釜温度为180～220℃；C17/C18切割塔K为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为5～8kPa，塔顶温度为150～180℃，塔釜温度为190～220℃。
获得的正戊烷溶剂油中正戊烷含量大于80wt％，获得的6号、120号、140号、200号、D30、D40、D65、D100、D120溶剂油中正构烷烃含量大于85wt％，可以作为溶剂油或溶剂油调和组分，或进行深度分离生产高纯度正构烷烃产品。
下面实施的实例将对本发明提供的方法予以进一步说明但并不因此而限制本发明。
实施例1
费托合成轻油物流1，其性质见表1，按照本发明的方法进入工艺流程，各步骤的实施条件为：
分馏塔A的理论塔板数为40块、回流比为3、进料位置为上起第20块板，塔顶温度为110℃，塔釜温度为268℃；
加氢精制单元B采用Ni-W/Al2O3催化剂，反应温度为350℃、压力为6.5MPa，体积空速为1，轻油比为800；
脱气塔C的理论塔板数为30块，进料位置为上起第15块板，回流比为3，常压下，塔顶温度为-4.1℃，塔釜温度为113.1℃；
C6/C7切割塔D的理论塔板数为30，进料位置为上起第15块板，回流比为3，常压下，塔顶温度为52.8℃，塔釜温度为146℃；
C5/C6切割塔E的理论塔板数为30，进料位置为上起第15块板，回流比为3，常压下，塔顶温度为36.4℃，塔釜温度为68.6℃；
C10/C11切割塔F的理论塔板数为30，进料位置为上起第15块，回流比为3，常压下，塔顶温度为125.6℃，塔釜温度为223.2℃；
C8/C9切割塔G的理论塔板数为30、进料位置为上起第15块板，回流比为3，常压下，塔顶温度为108.9℃，塔釜温度为169.2℃；
C7/C8切割塔H的理论塔板数为30、进料位置为上起第15块，回流比为3，常压下，塔顶温度为97.2℃，塔釜温度为134℃；
C9/C10切割塔I的理论塔板数为30，进料位置为上起第15块，回流比为3，常压下，塔顶温度149.9℃，塔釜温度为183.1℃；
C13/C14切割塔J的理论塔板数为30、进料位置为上起第15块，回流比为3，在20kPa的绝压下，塔顶温度为152℃，塔釜温度为211.2℃；
C18/C19切割塔K的理论塔板数为30，进料位置为上起第15块，回流比为3，在8kPa的绝压下，塔顶温度为173℃，塔釜温度为220℃。
各单元按照上述操作条件，得到各溶剂油产品符合国家标准，其性质见表2。
实施例2
费托合成轻油物流1，其性质见表1，进入本方法所述的工艺流程，各步骤的实施条件为：
分馏塔A的理论塔板数为20块、回流比为6、进料位置为上起第10块板，塔顶温度为112℃，塔釜温度为267℃；
加氢精制单元B采用Ni-W/Al2O3催化剂，反应温度为330℃、压力为3MPa，体积空速为1，轻油比为600；
脱气塔C的理论塔板数为20块，进料位置为上起第10块板，回流比为5，常压下，塔顶温度为-4.1℃，塔釜温度为113.1℃；
C6/C7切割塔D的理论塔板数为20，进料位置为上起第10块板，回流比为5，常压下，塔顶温度为52.9℃，塔釜温度为145.9℃；
C5/C6切割塔E的理论塔板数为20，进料位置为上起第10块板，回流比为5，常压下，塔顶温度为36.4℃，塔釜温度为68.6℃；
C10/C11切割塔F的理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为5，常压下，塔顶温度为125.6℃，塔釜温度为223.1℃；
C8/C9切割塔G的理论塔板数为20、进料位置为上起第10块板，回流比为5，常压下，塔顶温度为108.9℃，塔釜温度为169.1℃；
C7/C8切割塔H的理论塔板数为20、进料位置为上起第10块，回流比为5，常压下，塔顶温度为97.1℃，塔釜温度为133.9℃；
C9/C10切割塔I的理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为5，常压下，塔顶温度150℃，塔釜温度为182.5℃；
C13/C14切割塔J的理论塔板数为20、进料位置为上起第10块，回流比为5，在15kPa的绝压下，塔顶温度为144.3℃，塔釜温度为202.9℃；
C18/C19切割塔K的理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为5，在8kPa的绝压下，塔顶温度为169℃，塔釜温度为214.6℃。
各单元按照上述操作条件，得到各溶剂油产品符合国家标准，其性质见表3。
表1费托合成轻油性质
表2实施例1各溶剂油产品的性质
产品型号 6# 120# 140# 200# D30 D40 D65 D100 D120
初馏点℃ 67 96 122 147 146 167 193 239 302
50％℃ 69 98 124 154 149 171 209 263 309
98％馏出点℃ 71 102 128.7 187 154 186 234 295 318
密度(20℃)kg/m3 664 688 707 727 721 733 750 772 785
闭口闪点℃ -30 -6 14 36 33 48 67 100 125
芳烃含量％ 0 0 0 0 0 0 0 0. 0
硫含量μg/g 0.1 0.2 0.2 0.2 0.2 0.5 0.25 0.3 0.3
机械杂质及水分 无 无 无 无 无 无 无 无 无
颜色(赛波特氏色) ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30
正构烷烃含量％ 89.6 87.2 87.2 89.5 87.3 91.4 88.8 89.3 88.2
表3实施例2各溶剂油产品的性质
产品型号 6# 120# 140# 200# D30 D40 D65 D100 D120
初馏点℃ 67 96 122 146 146 161 193 240 303
50％℃ 69 98 124 154 149 171 209 263 309
98％馏出点℃ 71 102 129 187 160 187 234 295 319
密度(20℃)kg/m3 677 700 718 737 732 743 761 781 794
闭口闪点℃ -30 -6 15 36 33 48 68 101 125
芳烃含量％ 0 0 0 0 0 0 0 0 0
硫含量μg/g 0.1 0.2 0.2 0.2 0.2 0.5 0.25 0.3 0.3
机械杂质及水分 无 无 无 无 无 无 无 无 无
颜色(赛波特氏色) ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30 ≥+30
正构烷烃含量％ 89 86.7 86.4 89 85 88.6 88 88.4 87.5

Claims (9)

1.一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，以费托合成轻油为原料，通过加氢精制和精馏分离生产溶剂油产品，具体采用以下步骤：
a)费托合成油物流(1)进入分馏塔(A)，塔顶得到轻馏分物流(2)，塔釜得到的重馏分物流(3)去炼油单元；
b)轻馏分物流(2)与氢气物流(4)进入加氢精制单元(B)，加氢脱除物料中的烯烃、氧化物及芳烃，得到脂肪烷烃物流(5)；
c)脂肪烷烃物流(5)进入脱气塔(C)，塔顶得到低碳烷烃气体物流(6)，塔釜得到C5+脂肪烷烃物流(7)；
d)C5+脂肪烷烃物流(7)进入C6/C7切割塔(D)，塔顶得到C5～C6馏分物流(8)，塔釜得到C6+馏分物流(9)；
e)C5～C6馏分物流(8)进入C5/C6切割塔(E)，塔顶得到的富正戊烷物流(10)，作为正戊烷溶剂油，塔釜得到的富正己烷物流(11)，作为6号溶剂油产品；
f)C6+馏分物流(9)进入C10/C11切割塔(F)，塔顶得到C7～C10馏分物流(12)，塔釜得到C10+馏分物流(13)；
g)C7～C10馏分物流(12)进入C8/C9切割塔(G)，塔顶得到C7～C8馏分物流(14)，塔釜得到C9～C10馏分物流(15)；
h)C7～C8馏分物流(14)进入C7/C8切割塔(H)，塔顶得到富正庚烷的C7馏分物流(16)，作为120号溶剂油产品，塔釜得到富正辛烷的C8馏分物流(17)，作为140号剂油产品；
i)C9～C10馏分物流(15)分成物流(18)和物流(19)两股，物流(18)作为200号溶剂油产品，物流(19)进入C9/C10切割塔(I)，塔顶得到富正任烷的C9馏分物流(20)，作为D30溶剂油产品，塔釜得到富正葵烷的C10馏分物流(21)，作为D40号溶剂油产品。
j)C10+馏分物流(13)进入C13/C14切割塔(J)，塔顶得到C11～C13馏分物流(22)，作为D65号溶剂油产品，塔釜得到C13+馏分物流(23)；
k)C13+馏分物流(23)进入C17/C18切割塔(K)，塔顶得到C14～C17馏分物流(24)，作为D100号溶剂油产品，塔釜得到C17+馏分物流(25)，作为D120号溶剂油产品。
2.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，费托合成油为以铁基或钴基催化剂、温度200～300℃、压力2～5MPa条件得到的低温费托合成轻油，其组成主要为脂肪烷烃、少量脂肪烯烃和醇、醛、酮、酸、酯类含氧化合物、痕量环烷烃和芳烃，无硫无氮。
3.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，所述的分馏塔(A)为汽提塔，塔顶馏出的重馏分物流(3)的碳数分布为C3～C19。
4.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，所述的加氢精制单元(B)采用的催化剂为以Al2O3为载体，Ni、W、Co或Mo中的一种或两种为活性金属，镧、铈、钛、锆、氟、硼或磷中的0～2种为助剂的负载型加氢催化剂，其中，加氢活性金属占催化剂总重量百分比为5～38％，助剂占催化剂总重量百分比为0～10％。
5.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，所述的加氢精制单元(B)的操作温度为260～420℃，压力为2～8MPa，空速为0.5～6LHSV-1，氢油比为100～1000。
6.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，所述的脂肪烷烃物流(5)中芳烃含量低于0.01wt％。
7.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，
所述分馏塔(A)为汽提塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～150℃，塔釜温度为200～280℃；
所述脱气塔(C)为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为-20～30℃，塔釜温度为90～150℃；
所述C6/C7切割塔(D)为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为120～180℃；
所述C5/C6切割塔(E)为常压精馏塔，理论塔板数数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为30～40℃，塔釜温度为65～80℃；
所述C10/C11切割塔(F)为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为60～100kPa，塔顶温度为100～130℃，塔釜温度为190～220℃；
所述C8/C9切割塔(G)为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～120℃，塔釜温度为150～180℃；
所述C7/C8切割塔(H)为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为90～105℃，塔釜温度为130～145℃；
所述C9/C10切割塔(I)为常压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，塔顶温度为145～155℃，塔釜温度为175～190℃；
所述C13/C14切割塔(J)为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为8～30kPa，塔顶温度为120～180℃，塔釜温度为180～220℃；
所述C17/C18切割塔(K)为减压精馏塔，理论塔板数为10～60块，进料位置为上起第5～50块，回流比为1～10，控制精馏塔操作压力为5～8kPa，塔顶温度为150～180℃，塔釜温度为190～220℃。
8.根据权利要求1所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，
获得的正戊烷溶剂油中正戊烷含量大于80wt％，
获得的6号、120号、140号、200号、D30、D40、D65、D100、D120溶剂油中正构烷烃含量大于85wt％。
9.根据权利要求8所述的一种由费托合成油生产正构烷烃溶剂油的方法，其特征在于，所述的6号、120号、140号、200号、D30、D40、D65、D100、D120溶剂油作为溶剂油或溶剂油调和组分，或进行深度分离生产高纯度正构烷烃产品。
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