CN106316754A

CN106316754A - 一种异戊烷产品的生产方法

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Publication number: CN106316754A
Application number: CN201510384425.1A
Authority: CN
Inventors: 刘宗健; 崔群; 汪洋; 陈韶辉; 王海燕; 李晓强; 殷飞
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Yangzi Petrochemical Co Ltd
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Yangzi Petrochemical Co Ltd
Priority date: 2015-06-30
Filing date: 2015-06-30
Publication date: 2017-01-11

Abstract

本发明涉及一种异戊烷产品的生产方法，包括如下步骤：富含异戊烷的烃类混合物进入吸附分离单元，所述吸附分离单元包括至少四个并联的、交替循环工作的吸附塔，所述吸附塔采用在一个周期内交替运行的模式，以构成完整循环达到连续运行的目的，每个周期包括吸附、均压降、逆放、解吸、均压升、冲压。本发明采用了精馏-吸附耦合工艺，吸附分离单元采用高性能吸附剂，吸附剂对异戊烷选择性高、再生效果好，与传统的多塔精密精馏相比，能耗低、异戊烷产品纯度及收率均较高。

Description

一种异戊烷产品的生产方法

技术领域

本发明涉及化工领域，具体涉及一种高纯度异戊烷产品的生产方法，更具体的涉及一种通过精馏-吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品的工艺。

背景技术

异戊烷，化学名2-甲基丁烷，是一种无色透明的易挥发液体，不溶于水，可混溶于乙醇、乙醚等多数有机溶剂。异戊烷产品用途广泛，可用作发泡剂、溶剂、化工原料等。异戊烷可以和正戊烷复配用于XPS（可发性聚苯乙烯）、EPS（发泡聚苯乙烯泡沫塑料）的发泡剂，还可和环戊烷复配，用作硬质聚氨酯泡沫的发泡剂；异戊烷还用作聚乙烯生产中催化剂的溶剂及用作脱沥青溶剂等。另外，异戊烷可用于生产异戊醇、异戊烯、异戊二烯等，是重要的化工原料。目前，高纯度异戊烷主要采用不同分离序列的多塔分离工艺制备，精馏塔多为精密精馏塔，塔板数大多上百块，原料经过多次的精馏分离，最终的得到满足要求的异戊烷产品。上述分离方法虽然可以得到高纯度的异戊烷产品，但整体能耗较高。

专利CN200410048351.6、CN200510027614.X、201210050806.2报道了采用吸附或吸附-精馏工艺优化利用石脑油的方法，石脑油被分成富含正构烃的脱附油产品和富含非正构烃的吸余油产品。脱附油作为优质的蒸汽裂解原料或通过精馏切割成窄馏份继而制取试剂和优质溶剂油产品。吸余油作为优质的催化重整原料或高辛烷值清洁汽油调和组分。

专利CN201110425362.1采用萃取法，利用复合溶剂将石脑油分成富含烷烃的抽余油和富含环烷烃和芳烃的抽出油，再用精馏方法，将抽出油与所用的萃取剂进行分离；分离净化后的抽余油作为裂解原料进入乙烯裂解装置裂解，抽出油作为重整原料进入催化重整装置。

张德顺等报道了采用加氢裂化轻石脑油生产异戊烷生产技术，通过精密精馏－吸附联合工艺制取异戊烷，得到异戊烷含量高于92%，烯烃含量低于50ppm。华东理工大学化学工程联合国家重点实验室实验以重整抽余油的组成特点，以5A分子筛择形吸附特点将重整抽余油中的正构烷进行吸附分离对固定床吸附分离工艺过程进行了研究，考察了操作温度和中间馏分切割比例对正己烷纯度的影响。实验结果表明，在吸脱附温度280℃、油进料空速94h^-1、脱附剂空速8lh^-1和中间馏分切割比例13％的条件下，得到正己烷质量分数为96.04%的脱附油和异构烃质量分数为89.21％的吸余油。脱附油经分批精馏可得到纯度为99.1％的正己烷，吸余油符合6#溶剂油质量要求。

翟万军运用5A分子筛为吸附剂的固定床吸附分离技术将石脑油中的正构烷烃分离，探讨了不同压力、温度、空速以及吸附剂使用周期对吸附分离效果的影响，结果表明压力为0.5 MPa、温度为300℃、吸附空速0.5 h^-1，脱附空速230 h^-1（氢气为脱附剂）为较好的分离条件。动态吸附量为3.0%，可以实现吸余油中的正构烷烃含量<3%，正构烷烃总的回收率达到95%的较好的分离效果。已报道的文献中，大多以全馏分石脑油为原料生产乙烯料、汽油调和料及溶剂油产品，未见采用精馏-吸附耦合技术生产高纯度异戊烷产品的相关报道。

发明内容

本发明针对现有技术中的不足，在于提供一种异戊烷产品的生产方法，其工艺流程简单，生产能耗低，分离得到的异戊烷产品质优。

本发明的具体技术方案如下：

一种异戊烷产品的生产方法，包括如下步骤：

富含异戊烷的烃类混合物进入吸附分离单元，所述吸附分离单元包括至少四个并联的、交替循环工作的吸附塔，所述吸附塔采用在一个周期内交替运行的模式，以构成完整循环达到连续运行的目的，每个周期包括吸附、均压降、逆放、解吸、均压升、冲压；具体如下：

吸附：富含异戊烷的烃类混合物汽化后进入第一吸附塔T1吸附，进料中的正戊烷被第一吸附塔T1中装填的吸附剂吸附，未被吸附的异戊烷从第一吸附塔T1塔顶流出，称为吸余气，一部分吸余气对完成均压升的第二吸附塔T2进行充压，另一部分吸余气冷凝后即为异戊烷产品；

均压降、均压升：完成吸附的第一吸附塔T1与完成解吸的第三吸附塔T3均压，将第一吸附塔T1死空间的吸余气输入第三吸附塔T3中，直至两塔压力基本相等，在这个过程中，完成吸附步骤的第一吸附塔T1为均压降，完成解吸步骤的第三吸附塔T3为均压升；

逆放：第一吸附塔T1完成均压降后，逆着吸附方向将第一吸附塔T1压力降至常压；

解吸：对上述逆放至常压的第一吸附塔T1进行解吸，得到的正戊烷称为脱附油；

充压：完成解吸的第一吸附塔T1与完成吸附过程的第三吸附塔T3均压，回收第三吸附塔T3死空间中的物料，用处在吸附过程中第四吸附塔T4塔顶流出的吸余气将第一吸附塔T1充压至吸附压力，准备进入下一个吸附过程。

所述富含异戊烷的烃类混合物进入吸附分离单元前，先进入脱轻塔，脱轻塔塔顶得到C4烷烃为主的轻组分，塔釜物料进入脱重塔；脱重塔塔顶的C5烷烃为主的组分进入吸附分离单元，塔釜物料为C6烷烃为主的组分。本发明先将富含异戊烷的烃类混合物进行脱轻和脱重处理，分离出原料中的轻组分及重组分，经脱轻脱重处理后的原料进入吸附分离单元分离，可直接生产高纯度的异戊烷产品。

为了吸附剂吸附负荷不会太高（吸附的是正构烷烃），保证吸附效率；步骤（1）中，富含异戊烷的烃类混合物中异戊烷含量优选为>30 wt %，烯烃含量<0.5 wt %。烯烃含量优选为<0.5 wt %，是因为吸附剂吸附微量的烯烃是不可逆的过程，含量过高会影响吸附剂的寿命。

步骤（1）中，所述富含异戊烷的烃类混合物选自油田轻烃，炼油装置的拔头油，常减压、焦化装置轻石脑油，芳烃加氢裂化，重整装置轻石脑油，炼厂气分装置戊烷及乙烯装置裂解副产的戊烷馏分中的一种。

步骤（3）中，上述吸附塔为固定床吸附塔，其装载的吸附剂选自A型分子筛、丝光沸石、磷酸盐分子筛中的一种；上述吸附剂均具有一定的正异构分离性能，对正构烷烃的选择性大于异构烷烃。

温度和压力过低或过高的话均达不到理想效果，为了达到较好的分离效果，优选的所述吸附温度为60~350℃，吸附压力为0.1~9.5MPa；解吸压力为0.1×10^-3~0.095MPa，每个周期为5-60min。

上述吸附分离单元为等温变压操作，吸附、均压、逆放、解吸充压过程操作温度相同，但操作压力不同。

本发明通过精馏-吸附耦合工艺得到的异戊烷产品含量为98%~99.5 wt %，优选异戊烷产品含量为≥99 wt %。

本发明所述的解吸过程所采用的解吸方法为：（1）抽真空解吸；（2）抽真空同时用常压下沸点低于25℃的不凝性气体（N₂、H₂、Ar、He、CH₄、CO₂）或用低碳原子正构烷烃（正丙烷或正丁烷）吹扫解吸；（3）抽真空同时用氨气、水蒸气或氨气和水蒸汽置换解吸。

本发明所述异戊烷产品的生产方法是一种精馏与吸附分离耦合的工艺，吸附分离单元为多塔加温变压吸附流程（或称为变压吸附热法流程）。多塔变压吸附流程（或称为变压吸附热法流程）优选三塔至十一塔加温变压吸附流程。

本发明采用富含异戊烷的轻烃为原料，先通过精馏单元切除原料中的轻、重组分，得到的C5为主的组分进入吸附分离单元，吸附分离单元采用高性能吸附剂，吸附剂可根据分子尺寸的差异实现正构、异构烷烃清晰分割，选择性高、再生效果好，与传统的多塔精密精馏相比，能耗低、产品纯度及收率均较高。与已报道的吸附分离工艺相比，本发明所采用的抽真空解吸或者抽真空和吹扫结合的解吸方式能够有效降低被吸附组分的分压，增大被吸附组分的解吸推动力，进而提高吸附床层的循环吸附量以及产品的纯度和收率。通过本发明得到异戊烷产品含量≥99%(wt.%)。

本发明采用了精馏-吸附耦合工艺，吸附分离单元采用高性能吸附剂，吸附剂对异戊烷选择性高、再生效果好，与传统的多塔精密精馏相比，能耗低、异戊烷产品纯度及收率均较高。

附图说明

图1为精馏与四塔吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品流程示意图，吸附分离单元采用四塔加温变压吸附流程；

图2为精馏与四塔吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品流程示意图，吸附分离单元采用四塔加温变压吸附流程；

图3为精馏与六塔吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品流程示意图，吸附分离单元采用六塔加温变压吸附流程。

其中：D1为脱轻塔，D2为脱重塔，T1为第一吸附塔，T2为第二吸附塔，T3为第三吸附塔，T4为第四吸附塔，T5为第五吸附塔，T6为第六吸附塔，F1为吸余油储罐，F2中间产品储罐，F3为脱附油储罐，H1为汽化器，E2为吸余油换热器，E3为中间产品换热器，E4为脱附油换热器，P1为真空泵，1为富含异戊烷的烃类混合物原料，2为C4烷烃为主的轻组分，3为脱轻塔塔釜物料，4为C5烷烃为主的组分， 5为C6烷烃为主的组分，6吸余气，7为中间产品，8为脱附油，V1为气液分离罐，9为循环N₂，10为N2和脱附油混合物，11为新鲜N₂，12为水蒸气和脱附油混合物，13为循环水蒸气，14为新鲜水蒸气。

具体实施方式

下面结合图1对本发明的工艺过程进行说明。富含异戊烷的烃类混合物原料1首先进入脱轻塔D1，塔顶物料2为C4烷烃为主的轻组分，塔釜物料3进入脱重塔D2；脱重塔D2塔顶得到C5烷烃为主的组分4，该股物料为吸附分离单元的进料，脱重塔D2塔釜物料5为C6烷烃为主的组分；脱重塔D2塔顶物料4进入汽化器H1，在60~350℃、0.1~9.5MPa下汽化，汽化后进入已完成充压的第一吸附塔T1进行吸附，在60~350℃、0.1~9.5MPa条件下，进料中的正戊烷被第一吸附塔T1中装填的吸附剂吸附，未被吸附的异戊烷从第一吸附塔T1塔顶流出，称为吸余气，吸余气一部分对完成均压升的第二吸附塔T2进行充压，另一部分吸余气6经吸余油换热器E2冷凝为吸余液，进入吸余液储罐F1，即为浓度98%~99.5%(wt%)的异戊烷产品，优选异戊烷含量≥99%(wt%)的高纯度产品。吸附过程完成后，第一吸附塔T1与完成解吸过程的第三吸附塔T3均压，将第一吸附塔T1中较高的压力均压至第三吸附塔T3中，回收第一吸附塔T1死空间中的物料。均压过程完成后，逆着吸附方向将第一吸附塔T1压力降至0.1MPa；此时有少部分的正戊烷解吸，为中间产品7，经中间产品换热器E3冷凝后进入中间产品储罐F2。逆放过程完成后，第一吸附塔T1的压力通过真空泵P1降至0.001~0.05MPa，此时大部分被吸附的正戊烷被解吸出来（脱附油8），经脱附油换热器E4冷凝进入脱附油储罐F3。解吸过程完成后，完成解吸的第一吸附塔T1与完成吸附过程的第三吸附塔T3均压，回收第三吸附塔T3死空间中的物料，用处在吸附过程中第四吸附塔T4塔顶流出的吸余气将第一吸附塔T1充压至吸附压力。至此，第一吸附塔T1完成了一个变压吸附循环，其它吸附塔依据变压吸附循环过程及时间分配，分别处在变压循环的不同过程。

下面通过实例详细说明本发明，但本发明的应用范围并不受下列实施例的限制。

【实施例1】

采用轻石脑油为原料，SAPO-17磷酸铝分子筛为吸附剂，轻石脑油组成如表1所示，精馏-吸附耦合工艺流程如图1所示。

表1 轻石脑油组成

化合物名称	含量（wt. %）
		异丁烷	0.71
正丁烷	3.12
		异戊烷	38.36
正戊烷	11.42
		2,2-二甲基丁烷	0.19
2,3-二甲基丁烷	5.91
		2-甲基戊烷	24.81
3-甲基戊烷	11.45
		正己烷	2.08
甲基环戊烷	1.33
		苯	0.62

四塔（T1、T2、T3、T4）变压吸附循环过程及时间分配如表2所示，一个变压吸附循环的时间为20min，其中吸附5min、均压降2.5min、逆放2.5min、解吸5min、均压升2.5min、充压2.5min。

表2 四塔变压吸附循环过程及时间分配

[注]：A-吸附；ED-均压降；D-逆放；V-解吸；ER-均压升；R-充压

根据精馏与四塔吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品流程示意图1，其解吸方式采用真空解吸。原料轻石脑油1首先进入脱轻塔D1，塔顶得到以C4烷烃为主的轻组分2，塔底物料3进入脱重塔D2；脱重塔D2塔顶物料4以C5烷烃为主的组分，该股物料为吸附分离单元的进料，脱重塔D2塔釜物料5以C6烷烃为主的组分。脱重塔D2塔顶物料4进入汽化器H1，在200℃，1.5MPa下汽化，汽化后进入已完成充压的第一吸附塔T1进行吸附，在200℃，1.5MPa下，进料中正戊烷被第一吸附塔T1中装填的SAPO-17分子筛吸附，未被吸附的异戊烷从第一吸附塔T1塔顶流出，称为吸余气，吸余气一部分对完成均压升的第二吸附塔T2进行充压，另一部分吸余气6经吸余油换热器E2冷凝为吸余液，进入吸余液储罐F1，该吸余液即为含量99.5wt%的异戊烷产品。吸附结束后，第一吸附塔T1与完成解吸过程的第三吸附塔T3均压至0.75MPa；然后逆着吸附方向将第一吸附塔T1压力降至0.1MPa；逆向放压得到的产物（称为中间产品7）经中间产品换热器E3冷凝后进入中间产品储罐F2。逆向放压完成后，第一吸附塔T1抽真空至解吸压力0.02MPa，解吸出的正戊烷（脱附油8）经脱附油换热器E4冷凝进入脱附油储罐F3。完成解吸的第一吸附塔T1与完成吸附过程的第三吸附塔T3均压至2.5MPa，然后用处在吸附过程中第四吸附塔T4塔顶流出的吸余气将该第一吸附塔T1充压至吸附压力1.5MPa，准备进入下一个循环的吸附过程。至此，该塔完成了一次变压吸附循环。其它三塔依据变压吸附循环过程及时间分配，分别处在变压吸附循环的不同过程。

【实施例2】

如图2所示。变压吸附流程、具体操作过程及步骤等同实施例1，其不同是，吸附温度为60℃，吸附压力0.1 MPa，解吸采用抽真空同时用N₂吹扫，解吸压力为0.05MPa，解吸出的N2和脱附油混合物10经脱附油换热器E4冷凝进入气液分离罐V1，经气液分离罐V1分离后的正戊烷（脱附油8）再进入脱附油储罐F3；气液分离罐V1分离出的循环N₂9和新鲜N₂11再次用于吹扫解吸。得到的异戊烷产品含量为99.4wt %。

【实施例3】

采用油田轻烃为原料，丝光沸石为吸附剂，油田轻烃组成如表3所示，精馏与六塔吸附耦合工艺流程示意图如图3所示。

表3 油田轻烃组成

化合物名称	含量（wt. %）
		异丁烷	1.33
正丁烷	24.37
		异戊烷	38.53
2-甲基-1-丁烯	0.27
		正戊烷	26.61
2-甲基-2-丁烯	0.05
		2,2-二甲基丁烷	2.34
环戊烷	5.58
		2-甲基戊烷	0.92

六塔（T1、T2、T3、T4、、T5、T6）变压吸附及时间分配如表4所示，吸附循环过程中始终有两台吸附塔同时吸附和解吸，一个变压吸附循环周期为24min，其中吸附6min、均压降1.5min、逆放1.5min、解吸5min、均压升1.5min、充压1.5min。

表4 七塔变压吸附循环过程及时间分配

[注]：A-吸附；ED-均压降；D-逆放；V-解吸；ER-均压升；R-充压

根据精馏与六塔吸附耦合工艺生产高纯度异戊烷产品流程参见图3，解吸方式采用抽真空同时水蒸气吹扫解吸。原料轻石脑油1首先进入脱轻塔D1，塔顶得到C4烷烃为主的轻组分2，塔釜物料3进入脱重塔D2，脱重塔D2塔顶得到C5烷烃为主的组分4，该股物料为吸附分离单元的进料，脱重塔D2塔釜物料5为C6烷烃为主的组分。脱重塔D2塔顶物料4进入汽化器H1，在350℃，9.5MPa下汽化，汽化后进入已完成充压的第一吸附塔T1进行吸附，在350℃，9.5MPa下，进料中正戊烷被第一吸附塔T1中装填的丝光沸石吸附，未被吸附的异戊烷从第一吸附塔T1塔顶流出，称为吸余气，吸余气一部分对完成均压升的第二吸附塔T2进行充压，另一部分吸余气6经吸余油换热器E2冷凝为吸余液，进入吸余液储罐F1，该吸余液即为含量99.3wt%的异戊烷产品。吸附结束后，第一吸附塔T1与完成解吸过程的第四吸附塔T4均压至4.75MPa，然后第一吸附塔T1逆向放压至0.1MPa，逆向放压得到的产物（称为中间产品7）经中间产品换热器E3冷凝后进入中间产品储罐F2。逆向放压完成后，第一吸附塔T1采用抽真空同时水蒸气吹扫解吸，解吸压力0.095MPa，解吸出的水蒸气和脱附油混合物12经脱附油换热器E4冷凝进入气液分离罐V1，经气液分离罐V1分离后的正戊烷（脱附油8）再进入脱附油储罐F3；气液分离罐V1分离出的循环水蒸气13和新鲜水蒸气14再次用于吹扫解吸。完成解吸的第一吸附塔T1与完成吸附过程的第四吸附塔T4均压至4.75MPa，然后用吸余气将该第一吸附塔T1充压至吸附压力9.5MPa，准备进入下一个循环的吸附过程。至此，该塔完成了一次变压吸附循环。其它五塔依据变压吸附循环过程及时间分配，分别处在变压吸附循环的不同过程。

Claims

1.一种异戊烷产品的生产方法，其特征在于包括如下步骤：

2. 根据权利要求1所述的异戊烷产品的生产方法，其特征在于所述富含异戊烷的烃类混合物进入吸附分离单元前，先进入脱轻塔，脱轻塔塔顶得到C4烷烃为主的轻组分，塔釜物料进入脱重塔；脱重塔塔顶的C5烷烃为主的组分进入吸附分离单元，塔釜物料为C6烷烃为主的组分。

3. 根据权利要求1或2所述的异戊烷产品的生产方法，其特征在于步骤（1）中，富含异戊烷的烃类混合物中异戊烷含量>30 wt %，烯烃含量<0.5 wt %。

4. 根据权利要求3所述的异戊烷产品的生产方法，其特征在于步骤（1）中，所述富含异戊烷的烃类混合物选自油田轻烃，炼油装置的拔头油，常减压、焦化装置轻石脑油，芳烃加氢裂化，重整装置轻石脑油，炼厂气分装置戊烷及乙烯装置裂解副产的戊烷馏分中的一种。

5. 根据权利要求1或2所述的异戊烷产品的生产方法，其特征在于步骤（3）中，所述吸附剂选自A型分子筛、丝光沸石、磷酸盐分子筛中的一种。

6. 根据权利要求1或2所述的异戊烷产品的生产方法，其特征在于所述吸附温度为60~350℃，吸附压力为0.1~9.5MPa；解吸压力为0.1×10^-3~0.095MPa，每个周期为5-60min。