CN106278781A - 一种轻质烷烃异构化方法 - Google Patents

Abstract

一种轻质烷烃异构化方法，包括轻质烷烃原料进行异构化反应，反应产物经气液分离，得到的液相物流进入稳定塔(21)，稳定塔顶出料为丁烷及以下轻组分，稳定塔底油进入吸附分离塔(36)，分离得到含有正构烷烃的抽出液和含有异构烷烃的抽余液；所述的抽出液进入抽出液塔(49)分离得到正构烷烃和解吸剂；抽余液进入抽余液塔(38)分离得到异构烃产品和解吸剂；其中，所述的抽余液塔(38)塔顶蒸气用于加热所述的稳定塔(21)塔底再沸器；所述的抽余液塔(38)塔底出料用于加热所述的抽出液塔(49)塔底再沸器。本发明提供的方法能显著提高分离效率，降低异构化循环物料流量，提高正构烷烃的异构化转化率，并且能够显著降低能耗。

Description

一种轻质烷烃异构化方法

技术领域

本发明涉及一种烷烃异构化方法，更具体地说，涉及一种C5、C6正构烷烃异构化反应生产高辛烷值汽油调合组分的方法。

背景技术

轻质烷烃异构化方法是将含有C5、C6正构烷烃的轻质石脑油与催化剂接触发生异构化反应，正构烷烃转化为相应的高辛烷值的异构烷烃。异构化油是一种低硫、不含芳烃和烯烃的环境友好产品，是理想的清洁汽油调合组分，可以明显提高调合汽油的抗爆指数，提高汽油的前端辛烷值，使汽油馏分的辛烷值分布更合理，从而改善发动机启动性能。

轻质烷烃异构化工艺可分为低温异构化(反应温度低于200℃)、分子筛型异构化(反应温度为230～280℃)和超强酸异构化过程(反应温度为160～210℃)三种。

低温异构化技术的核心是采用具有极高活性的催化剂，通常为含有卤素的氧化铝负载贵金属，例如Pt/Al₂O₃-Cl为典型的该类技术催化剂。低温催化剂具有高活性和高选择性，但对轻质烷烃原料中水和硫的含量有非常苛刻的要求，反应过程中还需连续补氯，具有腐蚀性、污染环境、催化剂会永久失活不能再生等缺点。

分子筛异构化技术通常采用的催化剂是改性的分子筛并负载贵金属，例如丝光沸石上负载铂或钯。典型的分子筛异构化技术的反应温度大致在250℃，反应压力为2.0MPa，氢油摩尔比为3～4和重量反应空速为1～2h^-1条件下进行反应。

分子筛及超强酸型催化剂可再生、对轻质烷烃原料中杂质含量的要求较低温卤素型催化剂宽松等。固体酸催化剂对硫、氮和水等杂质的容受能力较强，原料预处理要求相应降低，反应环境更为友好。

受热力学平衡限制，异构化反应产物包含未转化的正构烷烃以及反应生成的单支链和多支链烷烃。为了进一步提高异构化油的辛烷值，一般都要将产物中的正构烷烃分离出来，循环回异构化反应器内继续反应。

有多种方法可以将异构化反应产物中的正构烃分离出来，目前最常用的是精馏的方法。例如将异构化反应产物引入脱异己烷塔，脱异己烷塔侧线将异构化反应产物中的异戊烷和正己烷循环至异构化反系统，脱异己烷塔塔顶出料和塔底出料混合后作为异构化产品。该流程存在的问题是将未转化的正戊烷作为了产品混入了异构化油，使异构化油的辛烷值提高受到限制。

异构化油能够达到的辛烷值水平与异构化物料循环比例直接相关，循环比例也直接影响到装置投资和能耗。在典型的C5、C6进料及约100％(对新鲜进料)循环比例条件下异构化油的研究法辛烷值通常可以达到88左右。

另外还采用吸附分离的方法将异构化反应产物中未反应的正构烷烃分离出来，US3755144公开了一种C5、C6异构化与模拟移动床分子筛吸附分离反应产物的工艺。异构化产物经过稳定塔脱除轻组分后进入分子筛吸附分离区，分离出的异构烃再进入脱异己烷塔，异己烷从塔侧线抽出，与吸附分离所得正构烷烃一起返回异构化反应器。

US5026951提出了一种将C5、C6异构化与模拟移动床液相吸附分离结合的工艺。吸附剂为分子筛，解吸剂为正丁烷。离开吸附塔的抽余液含解吸剂与异构烷烃，抽出液含解吸剂与正构烷烃。抽余液进精馏塔分离出解吸剂正丁烷循环回吸附塔使用，而异构烃作为产品出装置。抽出液则直接返回异构化反应器。抽出液中的解吸剂正丁烷从异构化产物稳定塔分出，从而减少了一个抽出液精馏塔。该工艺还包含在抽余液精馏塔后设置脱异己烷塔，将单支链的C6烷烃与正构烷烃一起循环回异构化反应器反应。采用此方法，C5、C6异构化油的研究法辛烷值能达93。

CN102452885A采用吸附分离的办法分离C5、C6异构化反应产物。反应产物在气相条件下，通过吸附分离分成富含正戊烷、正己烷和单甲基戊烷的被吸附的第一股物料，和富含异戊烷、二甲基丁烷的不被吸附的第二股物料。采用C7～C10的正构烷烃做脱附剂，分离出的脱附剂重复利用。吸附分离过程控制吸附压力高于脱附压力。

从轻质烷烃原料异构化技术的发展来看，异构化产物的分离技术中，采用精馏分离方法，很难清晰分离正构烃、单支链异构烃和多支链异构烃。要想将正构烷烃全部转化，生产高辛烷值汽油，精馏塔的塔盘数、回流比都将很大，分离效率低、能耗高。模拟移动床吸附分离的办法优于精馏塔分离方法，能耗也低于精馏分离过程，但还存在分离效率低、能耗高的问题。

发明内容

本发明要解决的技术问题是在现有异构化和吸附分离技术的基础上，提供一种集成换热的轻质烷烃异构化-吸附分离组合方法。

本发明提供的一种轻质烷烃异构化方法，包括以下步骤：

1)轻质烷烃原料进入异构化反应器7与催化剂接触进行异构化反应，反应产物经气液分离，得到的气相物流返回异构化反应器7；

2)、气液分离得到的液相物流进入稳定塔21，稳定塔顶出料为丁烷及以下轻组分，稳定塔底出料含有异构烷烃和未转化的正构烷烃；

3)、稳定塔底出料进入吸附分离塔36，吸附分离塔内装有吸附剂，选择性地吸附正构烷烃，再利用解吸剂将吸附的正构烷烃脱附，分离得到含有正构烷烃的抽出液和含有异构烷烃的抽余液；

4)、所述的抽出液进入抽出液塔49分离得到正构烷烃和解吸剂；抽余液进入抽余液塔38分离得到异构烃产品和解吸剂，所述的正构烷烃循环回异构化反应器7中，所述的解吸剂循环回吸附分离塔36；

其中，所述的抽余液塔38塔顶蒸气用于加热所述的稳定塔21塔底再沸器；所述的抽余液塔38塔底出料用于加热所述的抽出液塔49塔底再沸器。

本发明提供的轻质烷烃异构化方法的有益效果为：

本发明提供的方法以抽余液塔为供热的核心装置，抽余液塔的塔顶蒸气为稳定塔塔底再沸器提供热量，抽余液塔塔底出料为抽出液塔塔底再沸器提供热量。抽余液塔塔底出料和抽出液塔塔底出料用于进一步加热吸附分离塔的进料，能显著提高吸附分离塔分离正构烷烃和异构烷烃的分离效率，降低异构化工艺流程中循环物料流量，提高正构烷烃的异构化转化率，得到的异构化产品与轻质烷烃原料相比其辛烷值能提高10个单位以上。本发明采用了热集成的办法，能够显著降低装置能耗。

附图说明

附图是本发明方法的示意形式，没有给出泵、阀和一些管线，因为这些设备是此领域人员众所周知的，不能因此而限制本发明。

附图1为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第一种实施方式流程图；

附图2为第一种实施方式流程图的简化形式；

附图3为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第二种实施方式流程图；

附图4为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第三种实施方式流程图；

附图5为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第四种实施方式流程图；

附图6为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第五种实施方式流程图；

附图7为对比例1采用的精馏分离轻质烷烃异构化反应流程图。

其中主要反应器及设备：

7-异构化反应器；12-气液分离罐；21-稳定塔；36-吸附分离塔；38-抽余液塔；49-抽出液塔；70-脱异己烷塔。

图8为对比例中所采用的工艺流程示意图。

具体实施方式

本发明是这样具体实施的：

一种轻质烷烃异构化方法，包括以下步骤：

1)轻质烷烃原料进入异构化反应器7与催化剂接触进行异构化反应，反应产物进入气液分离罐12气液分离，得到的气相物流返回异构化反应器7；

2)、气液分离得到的液相物流进入稳定塔21，稳定塔顶出料为丁烷及以下轻组分，稳定塔底出料含有异构烷烃和未转化的正构烷烃；

3)、稳定塔底出料进入吸附分离塔36，吸附分离塔内装有吸附剂，选择性地吸附正构烷烃，再利用解吸剂将吸附的正构烷烃脱附，分离得到含有正构烷烃和解吸剂的抽出液，和含有异构烷烃和解吸剂的抽余液；

4)、所述的抽出液进入抽出液塔49分离得到正构烷烃和解吸剂；所述的抽余液进入抽余液塔38分离得到异构烃产品和解吸剂，所述的正构烷烃循环回异构化反应器7中，所述的解吸剂循环回吸附分离塔36；

其中，所述的抽余液塔38塔顶蒸气用于加热所述的稳定塔21塔底再沸器；所述的抽余液塔38塔底出料用于加热所述的抽出液塔49塔底再沸器。

本发明提供的方法中，步骤4中所述的抽余液塔的操作条件：塔顶温度为80～180℃、优选100～160℃，塔底温度为180～320℃、优选180～300℃，塔顶压力为0.2～2.0MPa、优选0.5～1.6MPa。

本发明提供的方法中，步骤1中所述的异构化反应器操作条件：温度为100～400℃、优选120～300℃，压力为0.5～5.0MPa、优选1.0～3.0MPa，进料重量空速为0.2～10.0h^-1、优选0.5～3.0h^-1，轻油摩尔比为0.03～5.0、优选0.05～3.0。

步骤2中所述稳定塔操作条件：塔顶温度为40～120℃、优选50～100℃，塔底温度为100～180℃、优选120～150℃，塔顶压力为0.1～2.0MPa、优选0.5～1.5MPa；

步骤3中所述吸附分离塔操作条件：温度为50～200℃、优选80～180℃，压力为0.5～4.0MPa、优选1.0～3.0MPa，解吸剂与吸附进料量摩尔比为0.5～2。

步骤4中所述抽出液塔操作条件：塔顶温度为40～80℃，塔底温度为150～250℃，塔顶压力为常压～1.0MPa。

优选地，所述抽余液塔塔顶蒸气，部分或全部用于加热稳定塔塔底再沸器，用于加热的蒸气占总流量的10％～100％。

优选地，所述抽余液塔塔底出料，部分或全部用于加热抽出液塔塔底再沸器，用于加热的塔底出料占总流量的10％～100％。

优选地，所述抽出液塔塔底出料和抽余液塔塔底出料混合后，部分或全部与吸附分离塔的进料换热，换热的塔底出料占总流量的10％～100％。

优选地，所述的抽余液塔塔顶出料进入脱异己烷塔，从异己烷塔侧线抽出富含单甲基戊烷的物料循环回所述的异构化反应器进一步进行异构化反应，所述的脱异己烷塔塔顶出料和脱异己烷塔塔底出料混合作为异构化产品。其中，所述脱异己烷塔的操作条件：塔顶压力为常压～1.0MPa，塔顶温度为30～80℃，塔底温度为100～160℃。

本发明提供的方法的另一种实施方式，所述的轻质烷烃原料先进入吸附分离塔36，经吸附分离后，得到的抽出液和抽余液分别进入抽出液塔和抽余液塔，进一步分离出正构烷烃，所述的正构烷烃进入异构化反应器7中进行异构化反应。

本发明提供的方法中，所述的轻质烷烃原料为含有C5、C6正构烷烃的C4-C8轻烃。轻烃原料与异构化反应产物换热并加热到异构化反应温度，进入异构化反应器发生烃类异构化反应。异构化反应器的反应产物再与反应进料换热、降温后进入气液分离罐。气液分离罐顶部的含氢气体经压缩机升压后与补充氢混合后去异构化反应器循环使用；气液分离罐底部的液相物流与稳定塔底油换热后进入稳定塔，稳定塔顶排出丁烷以下的轻组分；脱除轻组分的C5-C7烷烃由稳定塔底出料。

稳定塔底出料与稳定塔进料换热后送至吸附分离塔内进行吸附分离。吸附分离塔内装有吸附剂，能选择性地吸附正构烷烃。再利用解吸剂将吸附剂吸附的正构烷烃解吸，与解吸剂一起作为抽出液送至抽出液塔。抽出液分离塔塔顶分离出正构烷烃，塔底分离出解吸剂。未被吸附的异构烷烃与解吸剂一起作为抽余液从吸附分离塔抽出送至抽余液塔。抽余液塔塔顶分离出异构烷烃，塔底分离出解吸剂与抽出液塔底的解吸剂混合后返回吸附分离塔循环使用。

本发明提供的方法中，所述吸附分离塔为液相模拟移动床吸附分离塔。所采用的吸附剂活性组分不受限制，可以是各种适合的沸石或分子筛，如5A分子筛、ZSM-5分子筛、SAPO分子筛、菱沸石或毛沸石等。所述的解吸剂采用比吸附进料组分碳原子数高的正构烷烃，选自正庚烷、正辛烷、正壬烷和正癸烷中的一种或几种。所述的吸附分离塔分为四个区：进料和抽余液之间为吸附区、进料和和抽出液之间为提纯区、解吸剂和抽出液之间为脱附区、抽余液和解吸剂之间为缓冲区。优选地，所述抽出液塔塔底解吸剂和抽余液塔塔底解吸剂混合后，部分或全部与吸附进料换热。

本发明提供的方法中，所述的抽余液塔采用再沸炉加热。

本发明提供的方法中，所述异构化反应器中采用的异构化催化剂不受限制，可以是低温型Pt/Cl-Al₂O₃催化剂，或者中温型固体超强酸催化剂，或者高温型分子筛催化剂。其作用是催化正构烷烃转化为异构烷烃的化学反应。

本发明提供的轻质烷烃异构化方法，采用了以抽余液塔为核心的热集成和热联合技术，从而达到节能降耗的目的。通过抽余液塔采用提压操作，抽余液塔塔顶蒸气用于加热异构化稳定塔塔底再沸器，塔顶采出的异构化油用于加热吸附进料。抽余液塔塔底油用于加热抽出液塔塔底再沸器。抽余液塔塔底与抽出液塔塔底所得循环解吸剂用于进一步加热吸附进料。

以下参照附图，具体说明本发明提供的轻质烷烃原料异构化方法的实施方式。

附图1为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第一种实施方式流程图，附图2为附图1的流程示意图的简化形式，如图1、图2所示，轻质烷烃原料经管线1，与来自管线16的循环氢及来自管线55的未转化正构烷烃混合后，经管线2进换热器3与异构化反应产物换热后，经管线4、异构化加热炉5、管线6进入异构化反应器7中与催化剂接触进行正构烷烃的异构化反应。反应产物经管线8、换热器3与反应进料换热后经管线9进入产物冷却器10降温，然后经管线11进入气液分离罐12进行气液分离，分离出的气相经管线13、循环氢压缩机4、管线15与来自管线17的补充氢混合，经管线16与原料混合去异构化反应器7循环反应。气液分离器12的液相物流经管线18去换热器19与稳定塔21的塔底出料换热后经管线20进入稳定塔21。

稳定塔21的作用是脱除异构化反应生成的碳四及以下轻组分。稳定塔21塔顶气相经管线22、冷却器23、管线24进入塔顶回流罐25，回流罐25的气相由管线28排出界区外，回流罐25的液相分为两路，一路由管线27送出界区，另一路经作为回流经管线26返回塔顶。稳定塔21塔底出料中的一股经管线30、再沸器31和管线32返回塔底。另一股物料经管线29、换热器19、管线33、换热器34、管线35进入吸附分离塔36。

在吸附分离塔36中，吸附剂选择性吸附正构烷烃后，利用来自管线62的解吸剂将吸附的正构烷烃脱附，作为抽出液经管线48去抽出液塔49，将正构烷烃和解吸剂分离。抽出液塔49塔顶气相经管线50、冷凝器51、管线52进入回流罐53。回流罐液体分两路，一路作为回流经管线54返回塔顶；另一路经管线55循环至异构化反应单元与新鲜原料混合进一步将正构烷烃转化。抽出液塔49塔底解吸剂一路经管线56、再沸器57、管线58返回塔底；另一路经管线59、管线61、换热器34、管线62去吸附分离塔36循环使用。

未被吸附的异构烷烃与解吸剂作为抽余液经管线37进入抽余液塔38，将异构烷烃与解吸剂分离。塔顶气相经管线39去稳定塔的再沸器31做热源，冷凝后经管线40进入回流罐41。回流罐液体分为两路，一路作为回流经管线42返回抽余液塔顶；另一路作为异构化油产品经管线43送出装置。抽余液塔37塔底解吸剂物料分为两路，一路经管线44、再沸炉45、管线46返回塔底。另一路经管线47去抽出液塔再沸器57做热源，然后经管线60与来自管线57的抽出液塔49塔底解吸剂混合后，经管线61去换热器34与吸附进料换热后经管线62送至吸附塔循环使用。

附图3为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第二种实施方式流程图，带有脱异己烷塔的流程。在附图1的基础上，从抽余液塔38塔顶异构烷烃物料经管线43进入脱异己烷塔70，塔顶气相经管线71、冷凝器72、管线73进入回流罐74。罐底液相分两路，一路作为回流经管线75返回塔顶；另一路为经管线76与来自管线80塔底物料混合作为异构化油出装置。塔底物料分两路，一路经管线77、再沸器78、管线79返回塔底；另一路经管线80与来自管线76塔顶物料混合出装置。从塔70侧线抽出富含单甲基戊烷的物料经管线81与来自管线55的未转化的正构烃、管线1的新鲜原料混合去异构化反应器进行异构化反应，使其转化为辛烷值更高的异构烃。脱异己烷塔的操作条件为常压～1.0MPa优选常压～0.5MPa，塔顶温度为30～60℃。

附图4为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第三种实施方式流程图。与附图1不同的是，新鲜原料经管线1、换热器34去吸附分离塔35，将其中的正构烃吸附分离出来后，所得正构烷烃经管线55去异构化反应器中反应。

附图5、6为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第四种实施方式流程图。与其它流程不同在于，利用抽余液塔38塔底油或再沸炉作为进料加热热源，从而省去了异构化加热炉。其中，附图5是将抽余液塔底油引出一股经管线65、异构化进料加热器5、管线66、抽余液塔再沸炉45、管线46返回抽余液塔38塔底。附图6是直接利用抽余液塔38再沸炉加热异构化进料。异构化原料经管线4、抽余液塔45、管线6进入异构化反应器7。

附图7为本发明提供的轻质烷烃异构化方法第五种实施方式流程图。与附图1不同的是，来自稳定塔21塔底的吸附进料，经管线33后，进换热器85与抽余液塔顶油换热，再经管线87进换热器34与循环解吸剂换热后进吸附塔36。抽余液塔底油中的一股经管线47、换热器57、管线60去抽余液塔再沸炉45，经管线46返回抽余液塔塔底。抽余液塔塔底循环解吸剂经管线82、换热器83、管线84管线61与来自抽出液塔塔底的循环解吸剂混合后经换热器34进一步加热吸附进料后经管线62进吸附塔。吸附分离抽余液经管线37、换热器83、管线88进抽余液塔。抽余液塔塔顶采出异构化油经管线43、换热器85、管线86出装置。

下面的实施例对本发明方法和实施效果做进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

实施例1

本实施例采用附图1所示的工艺流程。

轻质烷烃原料为中石化塔河分公司的C5/C6石脑油，组成见表1，轻质烷烃原料研究法辛烷值(RON)为72。

异构化反应器处理量为40t/h,反应器重时空速为3h^-1，所述的异构化反应器中装填的异构化催化剂采用中国石化催化剂公司建长催化剂厂生产的固体超强酸型催化剂，商品牌号为GCS-1。催化剂性质见表2。异构化反应条件为：温度为180℃，压力为1.8MPa，氢油摩尔比为2.0，重时空速为2.0h^-1。异构化反应产物的组成见表3。

异构化反应产物经稳定塔脱除轻组分后，研究法辛烷值(RON)为81.0，比原料增长9个单位。将稳定塔底油送至吸附分离塔，将正构和异构烃类进行分离。吸附分离塔的操作条件为：温度125℃，压力2.0MPa，采用的吸附剂为中石化催化剂南京分公司生产的NWA-II型5A分子筛小球吸附剂。解吸剂采用正壬烷，解吸剂与吸附进料的质量比为1.0。吸附分离正构烃收率为95％，纯度为99％。经过吸附分离后，所得抽出液进入抽出液塔将正构烷烃和解吸剂分离，塔顶所得正构烷烃物料。这部分正构烷烃可循环回异构化反应器进一步发生异构化反应，转化为异构烃。

所得抽余液进入抽余液塔，将异构烃和解吸剂分离，塔顶得到的异构化产品，组成见表4。所使用的设备数量见表8。

表1轻质烷烃原料的组成

组分名称	组成，wt％
		正丁烷	5.2
异戊烷	13.5
		正戊烷	23.8
环戊烷	3.8
		二甲基丁烷	7.6
甲基戊烷	9.2
		正己烷	24.9
甲基环戊烷	5.4
		环己烷	4.9
正辛烷	1.7

表2异构化催化剂物性

项目	数值
		比表面积/(m2/g)	193
孔容/(mL/g)	0.33
		强度/(N/mm)	12.2
堆比/(g/mL)	0.92
		外形	圆柱
尺寸/(mmxmm)	2x3

表3实施例1异构化反应产物的组成

组分名称	组成，wt％
		C3以下烷烃	2.1
正丁烷	4.9
		异丁烷	1.0
异戊烷	28.8
		正戊烷	12.8
环戊烷	3.5
		二甲基丁烷	14.8
异己烷	21.5
		正己烷	6.5
甲基环戊烷	2.0
		环己烷	1.8
C7及以上烃类	0.3

表4实施例1异构化产品的组成

组分名称	组成，wt％
		异丁烷	0.02
正丁烷	0.1
		异戊烷	38.3
正戊烷	1.39
		环戊烷	4.8
二甲基丁烷	20.0
		异己烷	29.2
正己烷	0.44
		甲基环戊烷	2.93
环己烷	2.72
		C7及以上烃类	0.1

从表4可以看出，吸附分离能将正构烃、异构烃很好的分离，所得异构化油RON为88.2，比异构化稳定塔底油高7.2个单位。

实施例2

实施例2采用的流程为附图3所示工艺流程。与附图1不同之处在于吸附分离抽余液塔之后增设一个脱异己烷塔，将抽余液塔塔顶异构烃中辛烷值较低的异己烷分离出来，与正构烷烃一起返回异构化反应器进一步转化为高辛烷值的异构烃。

所用原料与异构化反应条件同实施例1。吸附分离装置采用的吸附剂、操作条件同实施例1，解吸剂采用正辛烷，其与吸附进料的质量比为1.2。经过异构化反应、稳定塔脱除轻组分后的异构化反应产物进入吸附分离装置，所得抽出液去抽出液塔分离出正构烃和正辛烷；所得抽余液去抽余液塔分离出异构烃和正辛烷。正辛烷作为解吸剂循环回吸附塔使用。异构烃进入脱异己烷塔，塔侧线分离出单甲基戊烷(异己烷)，与抽出液塔顶的正构烷烃一起去异构化反应器进一步转化。塔顶和塔底分别为轻重异构化油，混合后得到异构化产品，其组成见表5。所使用的设备数量见表8。

实施例2比实施例1增加一个精馏塔，能耗也相应增加，但所得异构化油的RON值为92，比实施例1高3.8个点。

表5实施例2异构化产品组成

组分名称	组成，wt％
		异丁烷	0.02
正丁烷	0.1
		异戊烷	47.4
正戊烷	1.7
		环戊烷	5.9
二甲基丁烷	24.8
		异己烷	12.4
正己烷	0.54
		甲基环戊烷	3.6
环己烷	3.4
		C7及以上烃类	0.14

实施例3

本实施例采用附图4所示工艺流程，与附图1不同之处在于新鲜原料先去吸附分离塔，将异构烷烃分离再去异构化装置转化。所用新鲜原料组成与实施例1相同。吸附分离操作条件为：温度140℃，压力2.5MPa，吸附剂、解吸剂与实施例1相同，解吸剂与吸附进料质量比为1.06。吸附分离C5/C6正构烷烃收率为95％，纯度为99％。分离吸附分离的抽出液得到正构烷烃去异构化装置进行异构化反应。抽余液分离后得到异构化产品，其组成见表6，所得异构化油的研究法辛烷值(RON)为88，与实施例1相同。所使用的设备数量见表8。

表6实施例3异构化产品组成

组分名称	组成，wt％
		正丁烷	0.43
异戊烷	34.4
		正戊烷	2.9
环戊烷	4.8
		二甲基丁烷	18.8
异己烷	24.1
		正己烷	1.6
甲基环戊烷	5.5
		环己烷	4.8
C7及以上烃类	0.1

对比例1

对比例采用现有技术中的轻质烷烃异构化反应方法，如附图8所示，轻质烷烃原料由管线101进入异构化反应器102中，与催化剂接触进行异构化反应，异构化稳定产物由管线104引入脱异己烷塔105中进行精馏分离，由脱异己烷塔的侧线106抽出甲基戊烷和正己烷循环至异构化反应器102中，塔顶和塔底出料混合作为异构化产品由管线107引出。异构化产品组成见表7。所得异构化油的研究法辛烷值(RON)为87。所使用的设备数量见表8。

表7对比例1异构化产品组成

组分名称	组成，wt％
		正丁烷	0.65
异戊烷	27.9
		正戊烷	12.5
环戊烷	4.8
		二甲基丁烷	35.2
异己烷	10.2
		正己烷	3.1
甲基环戊烷	2.9
		环己烷	2.7
C7及以上烃类	0.05

表8设备和能耗

项目/(台、组)	对比例1	实施例1	实施例2	实施例3
					反应器、吸附塔	基准	基准+1	基准+1	基准+1
精馏塔	基准	基准+1	基准+2	基准+1
					容器	基准	基准+1	基准+2	基准+1
换热器	基准	基准+3	基准+5	基准+3
					加热炉	基准	基准+1	基准+1	基准+1
能耗	基准	基准x0.6	基准x0.9	基准x0.6

从实施例1-3和对比例1可以看出，采用本发明的提供的轻质烷烃异构化方法，轻烃的辛烷值较现有技术提高。由表8可见，虽然实施例1-3中设备有所增加，但能耗比现有技术有显著降低。

Claims (12)

1.一种轻质烷烃异构化方法，其特征在于，包括以下步骤：

1)、轻质烷烃原料进入异构化反应器(7)与催化剂接触进行异构化反应，反应产物经气液分离，得到的气相物流返回异构化反应器(7)；

2)、气液分离得到的液相物流进入稳定塔(21)，稳定塔顶出料为丁烷及以下轻组分，稳定塔底出料含有异构烷烃和未转化的正构烷烃；

3)、稳定塔底出料进入吸附分离塔(36)，吸附分离塔内装有吸附剂，选择性地吸附正构烷烃，再利用解吸剂将吸附的正构烷烃脱附，分离得到含有正构烷烃的抽出液和含有异构烷烃的抽余液；

4)、所述的抽出液进入抽出液塔(49)分离得到正构烷烃和解吸剂；抽余液进入抽余液塔(38)分离得到异构烃产品和解吸剂，所述的正构烷烃循环回异构化反应器(7)中，所述的解吸剂循环回吸附分离塔(36)；

其中，所述的抽余液塔(38)塔顶蒸气用于加热所述的稳定塔(21)塔底再沸器；所述的抽余液塔(38)塔底出料用于加热所述的抽出液塔(49)塔底再沸器。

2.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的抽余液塔的操作条件：塔顶温度为80～180℃，塔底温度为185～320℃，塔顶压力为0.2～2.0MPa。

3.按照权利要求2所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的抽余液塔的操作条件：塔顶温度为100～160℃，塔底温度为180～300℃，塔顶压力为0.5～1.6MPa。

4.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的异构化反应器的操作条件：温度为100～400℃，压力为0.5～5.0MPa，进料重量空速为0.2～10.0h^-1，轻油摩尔比为0.03～5.0；

所述稳定塔的操作条件：塔顶温度为40～120℃，塔底温度为100～180℃，塔顶压力为0.1～2.0MPa；

所述吸附分离塔的操作条件：温度为50～200℃，压力为0.5～4.0MPa，解吸剂与吸附进料的摩尔比为0.5～2；

所述抽出液塔的操作条件：塔顶温度为40～80℃，塔底温度为150～250℃，塔顶压力为常压～1.0MPa。

5.按照权利要求4所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的异构化反应器操作条件：温度为120～300℃，压力为1.0～3.0MPa，进料重量空速为0.5～3.0h^-1，轻油摩尔比为0.05～3.0；

所述稳定塔的操作条件：塔顶温度为50～100℃，塔底温度为120～150℃，塔顶压力为0.5～1.5MPa；

所述吸附分离塔操作条件：温度为80～180℃，压力为1.0～3.0MPa。

6.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述抽余液塔塔顶蒸气，部分或全部用于加热稳定塔塔底再沸器，用于加热的蒸气占塔顶蒸气总流量的10％～100％。

7.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述抽余液塔塔底出料，部分或全部用于加热抽出液塔塔底再沸器，用于加热的塔底出料占总流量的10％～100％。

8.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述抽出液塔塔底出料和抽余液塔塔底出料混合后，部分或全部与吸附分离塔的进料换热，用于换热的塔底出料占总流量的10％～100％。

9.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的抽余液塔塔顶出料进入脱异己烷塔，从异己烷塔侧线抽出富含单甲基戊烷的物料循环回所述的异构化反应器进行异构化反应，所述的脱异己烷塔塔顶出料和塔底出料混合作为异构化产品。

10.按照权利要求9所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述脱异己烷塔的操作条件：塔顶压力为常压～1.0MPa，塔顶温度为30～80℃，塔底温度为100～160℃。

11.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的轻质烷烃原料先进入吸附分离塔(36)，经吸附分离后，得到的正构烷烃再进入所述的异构化反应器(7)中进行异构化反应。

12.按照权利要求1所述的轻质烷烃异构化方法，其特征在于，所述的抽余液塔的塔底出料与抽余液塔的进料换热。