CN109704908A

CN109704908A - 芳烃抽余油制备己烷的方法

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Publication number: CN109704908A
Application number: CN201711010929.2A
Authority: CN
Inventors: 刘银川; 孙翟宗; 胡松; 王德举
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2017-10-26
Filing date: 2017-10-26
Publication date: 2019-05-03
Anticipated expiration: 2037-10-26
Also published as: CN109704908B

Abstract

本发明涉及一种芳烃抽余油制备己烷的方法，将含异己烷，正己烷，甲基环戊烷、环己烷和苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流III中C6组分经反异构化反应器得到甲基环戊烷循环回第一精馏塔，物流II经加氢反应器、异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，经分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。本发明有效解决了现有芳烃抽余油综合利用低、正己烷收率低、环己烷收率低、己烷组分单一、产品附加值低的问题，可应用于工业连续化生产中。

Description

芳烃抽余油制备己烷的方法

技术领域

本发明涉及一种芳烃抽余油制备己烷的方法，特别是一种生产正己烷、异己烷和环己烷的方法，有效提升了芳烃抽余油的附加值。

背景技术

芳烃抽余油是以加氢汽油为原料分离芳烃的副产物，其中环烷烃的含量很高，主要有环戊烷、甲基环戊烷和环己烷等。芳烃抽余油经裂解后乙烯收率较低，且进行裂解时容易结焦，影响裂解炉的运转周期，故把抽余油中的环烷烃及链烷烃分开。环烷烃可以作为抽余油产品外销，链烷烃外送裂解装置作原料，这样大大提高了抽余油的附加价值。

环己烷是重要的基本有机化工原料和有机溶剂。国内现有环己烷及其衍生制品都是苯加氢法生产，成本高，生产能力小。从油田轻烃萃取精馏获取高纯度环己烷具有巨大的潜能和广阔的前景。国外的环己烷主要是用来制造尼龙-6和尼龙-66。日本用于制造己二酸和己内酰胺的环己烷分别占6％～9％和90％～94％；西欧分别占50％～55％和35％～40％；美国分别占60％～64％和28％～31％。日本其它用途的环己烷约占2％，西欧约占7％，美国约占4％。

我国的环己烷主要用于生产环己酮、己二酸、己内酰胺和尼龙-66盐。80年代初，我国人均占有己内酰胺只有0.008kg，比世界其它地区人均1kg相差100多倍。近年来，我国几乎没有新建环己烷及其衍生制品的生产厂，每年需进口己内酰胺及其制品的量达10万t以上。由于环己烷及其衍生制品国内严重短缺，造成价格迅速上涨。因此，开发生产环己烷及其衍生制品在我国将有广阔前景。

正己烷是一种无色透明液体，是工业上用途广泛的烃类溶剂之一，也是最具代表性的非极性溶剂。正己烷为有机溶剂，有良好的黏性，常用于橡胶食品、制药、香水、制鞋、胶带、制球、研磨、皮革、纺织、家具、油漆工业、或为稀释、或为清洁溶剂、或为黏胶。另外可为萃取种籽油时之溶剂(如大豆油、棉籽油、亚麻子油、花生、红花籽油等；亦可为制造聚合物之原料；如聚丙烯、聚乙烯。目前，正己烷一般从直馏汽油或抽余油中用精馏分离方法获得。但在这些原料中，含有与正己烷的沸点非常相近的组份，如3-甲基戊烷及甲基环戊烷等。因此，其分离难度很大，欲达到给定的分离效果，理论塔板数很多。

异己烷具有无毒、无含硫、无芳烃、溶解性好、安定性好、对臭氧层无破坏、对金属、塑料、玻璃、陶瓷无腐蚀、渗透力强、易干燥的特点。随着国家对环保要求的提高，主要是作为低沸点碳氢溶剂淘汰ODS清洗剂，广泛使用在清洗行业。

CN 106833733 A公开了一种抽余油的加氢方法，采用固定床反应器；所述催化剂为钯基负载型催化剂，其反应工艺条件为：反应温度165～200℃，反应压力1.0～5.0MPa，氢/油体积比300～700:1，体积空速1.0～6.0h^-1。加氢反应工艺条件温和，芳烃和烯烃脱除率高，稳定运转周期更长。

CN 101974347 A公开了一种抽余油脱除芳烃生产溶剂油的工艺，包括以下步骤：(1)精馏处理抽余油，除去抽余油中的环丁砜、水和胶质；(2)步骤(1)中得到的抽余油再苯加氢催化剂作用下，被完全加氢；(3)分离除去步骤(2)产品的多余氢气，精馏，收集精馏塔顶产品，即为6号溶剂油或正己烷。该发明将全部原料经过净化后进行加氢，然后在进行分离，可以使用重整循环氢气，产品馏程可控。得到的产品中芳烃含量为痕量，溴价低于100mgBr/100g。

CN 103588603 A公开了一种利用重整抽余油生产正己烷的工艺方法；抽余油再脱碳五塔中经预处理后低沸点的混合碳轻五组分由脱碳五塔塔顶馏出，塔底的混合碳六碳七组分进入碳七塔；混合碳六碳七组分经脱碳七塔处理后混合碳七组分由塔底排出，未分离的混合组分由塔顶进入碳六分离塔；经碳六分离塔处理后塔顶馏出物为混合碳六组分，塔底混合物进去萃取精馏塔；萃取分离塔顶馏分为高纯度的正己烷，塔底的混合物进入溶剂回收塔；溶剂回收塔塔顶馏出物为甲基环戊烷，塔底为萃取剂，循环使用；该方法解决了炼油厂的重整抽余油的综合利用问题，提高了石油产品的深加工水平，正己烷产品的浓度达到95％以上，同时回收利用了混合碳五、混合碳六和混合碳七组分。

CN 201999872 U公开了一种炼油抽余油制备己烷的装置。该实用新型公开了一种炼油抽余油制备己烷的装置，包括脱轻塔、己烷塔和加氢反应器，所述脱轻塔上连接有脱轻塔进料泵，在所述脱轻塔进料泵和所述脱轻塔之间连接有脱轻塔预热器；所述己烷塔的塔釜通过己烷塔釜液泵与所述脱轻塔预热器相连。该实用新型通过采用炼油抽余油进行精馏的方法进行己烷的制备，现由脱轻塔和己烷塔双塔精馏分离，后加氢精制，抽出己烷塔釜液作为脱轻塔预热器的传热介质，利用己烷塔塔釜的出料热量预热原料，合理地耦合了装置的能量，减小了装置的规模，降低了装置的能量消耗。

CN 104718179 A公开了甲基环戊烷和苯制备环己烷的新方法，该发明是利用原料甲基环戊烷(MCP)和苯的烃类混合物，首先经过氢化步骤将苯转化为环己烷，然后在酸性离子液体的存在下异构化成为环己烷，其目的产物是环己烷。

本发明是利用芳烃抽余油原料，经过对石油馏分的切割和产品指标的控制，依次经过第一精馏塔，加氢单元，异构化单元及产品分离单元，最终得到产品异己烷、正己烷和环己烷，并通过第一精馏塔釜液反异构化，将原料中的环己烷再转化为甲基环戊烷循环回系统，有效避免了原料芳烃抽余油中环己烷的损失，提高芳烃抽余油的综合利用率。

发明内容

本发明所要解决的问题是现有芳烃抽余油综合利用低、正己烷收率低、环己烷收率低、己烷组分单一、产品附加值低的问题，提出一种新的芳烃抽余油制备己烷的方法，该方法用于芳烃抽余油生产己烷，特别是生产正己烷、异己烷和环己烷时，具有芳烃抽余油综合利用高、正己烷收率高、环己烷收率高、己烷组分多样、产品附加值高等优点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下，一种芳烃抽余油制备己烷的方法，包括以下步骤：

(1)芳烃抽余油经过第一精馏塔，塔顶分离得到C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III；

(2)上述物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V；

(3)上述物流V分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷。

上述技术方案中，优选的，步骤(1)中原料芳烃抽余油中含C5及以下组分，优选为少量C5及以下组分。

上述技术方案中，优选的，步骤(1)塔顶分离得到的组分中还含有C6组分；优选为少量C6组分。

上述技术方案中，优选的，步骤(1)进料位置以下得到的组分中还含有C6组分；优选为少量C6组分。

上述技术方案中，优选的，C6组分主要组分为环己烷。

由于原料抽余油中组分多样复杂，存在多种共沸物，尤其是环己烷与二甲基戊烷(DMP)等多个组分存在共沸现象，因此在第一精馏塔中，损失了原料芳烃抽余油中的环己烷，使大部分环己烷从第一精馏塔釜进入反异构单元，从而减少第一精馏塔侧线物流中二甲基戊烷(DMP)等共沸组成的浓度，避免影响产品环己烷的纯度。同时，由于苯与正己烷共沸，一部分苯从第二精馏塔塔顶采出。原料抽余油中常见的共沸物列举如表1：

表1

共沸物	共沸点(℃)
		环己烷与2,2-二甲基戊烷	78.9
环己烷与2,4-二甲基戊烷	80.29
		环己烷与2,2,3-三甲基丁烷	80.23
正己烷与苯	68.93

上述技术方案中，优选的，C6组分经反异构化反应器，反应得到的甲基环戊烷循环回第一精馏塔。更优选的，物流III先经过脱重精馏塔分离出含高浓度环己烷的混合物M1，混合物M1再进入反异构化单元将环己烷转化为甲基环戊烷后循环至第一精馏塔中，反异构化反应压力优选为0.0～0.4MPag，温度优选为50～110℃；脱重塔的操作压力为0.0～0.45MPag，更优选为0.0～0.35MPag。

上述技术方案中，优选的，物流II中异己烷的质量浓度不小于正己烷的质量浓度。

在异构化反应和反异构化反应中，催化剂优选为离子液体催化剂。异己烷与正己烷也存在异构化反应，该反应是平衡可逆反应。因此为提高产品正己烷的收率，在第一精馏塔和第二精馏塔切割的过程中，优选异己烷的质量浓度不小于正己烷的质量浓度，减少正己烷的转化。

上述技术方案中，优选的，加氢反应器中脱除苯和不饱和烃。将苯及其它不饱和烃转化为环己烷及饱和烃。加氢反应器至少采用固定床反应器和滴流床反应器中的一种，加氢反应器的压力优选为0.2～4MPag，更优选为1.5MPag～3.5MPag，温度优选为120～400℃，更优选为160～280℃。

上述技术方案中，优选的，步骤(2)异构化反应中正己烷与异己烷发生平衡转化，甲基环戊烷和环己烷发生平衡转化。异构化催化剂优选为离子液体催化剂，异构化反应器优选为搅拌釜或多级串联搅拌釜，异构化反应压力优选为0.0～1.5MPag，更优选为0.0～0.35MPag，异构化反应温度优选为50～200℃，更优选为50～120℃。

上述技术方案中，优选的，步骤(3)甲基环戊烷循环回异构化反应器。

上述技术方案中，优选的，步骤(3)经过分离得到质量浓度不低于90％的异己烷，和/或质量浓度不低于60％的正己烷，和/或质量浓度不低于99％环己烷，优选的，分离得到质量浓度不低于99％的异己烷，和/或质量浓度不低于80％的正己烷，和/或质量浓度不低于99.9％环己烷。

上述的技术方案中，优选的，异己烷，正己烷，甲基环戊烷和环己烷分别从异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔和环己烷塔的进料位置以上的取出点采出；更优选的，异己烷塔和正己烷塔采用分壁塔，异己烷从分壁塔塔顶采出，正己烷从分壁塔侧线采出，含甲基环戊烷，环己烷的混合物从分壁塔塔釜采出进入甲基环戊烷塔。

由于产品异己烷和正己烷分离精度要求不高，异己烷为含2-甲基戊烷，3-甲基戊烷的混合物，正己烷为质量浓度>60％的混合物，采用分壁塔，在达到产品要求的同时，能有效降低能耗。

上述的技术方案中，优选的，第一精馏塔，异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔和环己烷塔的操作压力为0.0～1.0MPag，更优选为0.0～0.3MPag；分壁塔的操作压力为0.0～0.3MPag，。

该发明将原料芳烃抽余油经第一精馏塔C5及C7组分的切割以及对关键组分异己烷，正己烷，甲基环戊烷和环己烷的浓度控制，经加氢单元将苯转化为环己烷，异构化单元将甲基环戊烷转化为环己烷，异己烷与正己烷平衡转化，最终通过精馏分离得到异己烷、正己烷和环己烷产品，并将脱C7塔釜液中环己烷反异构，将原料中的环己烷再转化为甲基环戊烷循环利用，有效避免了原料芳烃抽余油中环己烷的损失，其它物料仍然可以作为裂解和重整原料，极大的提高了芳烃抽余油的附加值，可运用于工业化生产中。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但是这些实施例无论如何都不对本发明的范围构成限制。

附图说明

图1为一种芳烃抽余油制备己烷的工艺流程简图。含异己烷，正己烷，甲基环戊烷、环己烷和苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

如图1中，F为芳烃抽余油原料，I为含C5组分和少量C6组分的的混合物，II为含异己烷，正己烷，甲基环戊烷和苯的混合物，IV为II加氢后的反应产物，V为异构化后的反应产物，III为含环己烷、DMP及常压下沸点大于等于环己烷的混合物。1为第一精馏塔，2为加氢单元，3为异构化单元，4为分离单元。

图2是异构化产物物流IV经过4个精馏塔从进料以上位置依次分离得到异己烷，正己烷，甲基环戊烷和环己烷。

如图2中，IV为异构化后的反应产物，S1为异己烷，S2为正己烷，S3为甲基环戊烷，S4为环己烷，S5为常压下沸点大于等于环己烷的混合物。7为异己烷塔，8为正己烷塔，9为甲基环戊烷塔，10为环己烷塔。

图3是异构化产物物流IV分别先经过分壁塔、从塔顶位置得到异己烷，侧线位置得到正己烷，分壁塔塔釜液进入甲基环戊烷塔，从甲基环戊烷塔进料以上位置分离得到甲基环戊烷，甲基环戊烷塔的塔釜液进入环己烷塔，从环己烷塔进料以上位置分离得到环己烷。

如图3中，IV为异构化后的反应产物，S6为异己烷，S7为正己烷，S8为甲基环戊烷，S9为环己烷，S10为常压下沸点大于等于环己烷的混合物；11为分壁塔，12为甲基环戊烷塔，13为环己烷塔。

图4是第一精馏塔塔釜液物流III先经过脱重塔，从脱重塔进料以上位置分离得到含环己烷的混合物进入反异构化反应单元，在反异构化反应单元中，环己烷转化为甲基环戊烷，反异构化反应产物将返回至第一精馏塔。

如图4中，III为含环己烷、DMP及常压下沸点大于等于环己烷的混合物，M1为含环己烷的混合物，M2为含环己烷和甲基环戊烷的混合物，M3为常压下沸点大于等于环己烷的混合物；14为脱重塔，15为反异构化反应单元。

具体实施方式

【实施例1】

按图1所示的一种芳烃抽余油制备己烷的方法。

含10wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

第一精馏塔，异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔操作压力均为常压塔。

加氢反应操作压力为3.2MPag，反应温度为300℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.1MPag，反应温度为70℃，转化率>60％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>95wt％，产品正己烷的纯度>80wt％，产品环己烷的纯度>99.9wt％，其中甲基环戊烷质量浓度<150ppm，达到优等品的标准；

【实施例2】

实施方式与实施例1相似。含10wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

所不同的是操作参数的改变：

正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔操作压力均为常压塔；

第一精馏塔和异己烷塔操作压力为0.25MPag；

加氢反应操作压力为1.2MPag，反应温度为155℃。转化率>98％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.39MPag，反应温度为79℃，转化率>65％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>92.5wt％，产品正己烷的纯度>65wt％，产品环己烷的纯度>99wt％。

【实施例3】

实施方式与实施例1相似。含1wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

所不同的是操作参数的改变：

第一精馏塔，异己烷塔，正己烷塔操作压力均为常压塔；

甲基环戊烷塔和环己烷塔的操作压力为0.32MPag；

加氢反应操作压力为1.8MPag，反应温度为185℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.00MPag，反应温度为62℃，转化率>58％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>95wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，产品环己烷的纯度>99.5wt％。

【实施例4】

实施方式与实施例1相似。含0.5wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

所不同的是操作参数的改变：

第一精馏塔，异己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔操作压力均为常压塔；

正己烷塔操作压力为0.39MPag；

加氢反应操作压力为0.45MPag，反应温度为145℃。转化率>98％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.32MPag，反应温度为95℃，转化率>68％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>96wt％，产品正己烷的纯度>62wt％，产品环己烷的纯度>99.5wt％。

【实施例5】

实施方式与实施例1相似。含10wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过分离依次得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

所不同的是采用一个分壁塔来代替异己烷塔和正己烷塔如图3所示，分壁塔的操作压力为0.08MPag，其它操作参数不变。

第一精馏塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔操作压力均为常压塔。

采用分壁塔后，相比实施例1中采用异己烷塔和正己烷两个塔，能耗节省约16％。

【实施例6】

所不同的是采用一个分壁塔来代替异己烷塔和正己烷塔如图3所示，分壁塔的操作压力为0.28MPag，其它操作参数不变。

采用分壁塔后，相比实施例1中采用异己烷塔和正己烷两个塔，能耗节省约11％。

【实施例7】

含10wt％C5及以下组分，5wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

操作参数与实施例1相同。

相比于实施例1，正己烷产品收率减少19％。

【实施例8】

含10wt％C5及以下组分，10wt％异己烷，13wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

操作参数与实施例1相同。

正己烷产品收率减少12％。

【实施例9】

将含0.5wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，25wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

操作参数与实施例1相同。

相比于实施例1，环己烷产品收率增加25％。

【实施例10】

操作参数与实施例1相同。

所不同的是物流III先经过脱重塔，从塔顶得到含环己烷的混合物M1，再经反异构化，将环己烷转化为甲基环戊烷，得到含甲基环戊烷和环己烷的物流M2，循环至第一精馏塔，如图4所示。

反异构化反应操作压力为0.25MPag，反应温度为80℃，转化率>35％，选择性>99％；

脱重塔的操作压力为0.02MPag；

与实施例1相比，环己烷产品收率增加25％。

【实施例11】

实施方式与实施例10相似。含10wt％C5及以下组分，15wt％异己烷，8wt％正己烷，20wt％甲基环戊烷、5wt％环己烷和0.1％苯的芳烃抽余油F进入第一精馏塔，从第一精馏塔顶得到含C5及以下组分物流I，侧线位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流II，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流III，物流II经加氢反应器得到物流IV，物流IV经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流V，物流V经过如图2所示的异己烷塔，正己烷塔，甲基环戊烷塔，环己烷塔依次分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷，其中甲基环戊烷循环至异构化反应器。

物流III先经过脱重塔，从塔顶得到含环己烷的混合物M1，再经反异构化，将环己烷转化为甲基环戊烷，得到含甲基环戊烷和环己烷的物流M2，循环至第一精馏塔，如图4所示。

不同的是反异构化反应和脱重塔的操作参数改变：

反异构化反应操作压力为0.03MPag，反应温度为50℃，转化率>20％，选择性>99％；

脱重塔的操作压力为0.28MPag；

得到的产品异己烷的纯度>95wt％，产品正己烷的纯度>80wt％，产品环己烷的纯度>99.9wt％，其中甲基环戊烷质量浓度<150ppm，达到优等品的标准；

与实施例1相比，环己烷产品收率增加23％。

【实施例12】

不同的是反异构化反应和脱重塔的操作参数改变：

反异构化反应操作压力为0.18MPag，反应温度为95℃，转化率>35％，选择性>99.5％；脱重塔的操作压力为0.12MPag；

不同的是，环己烷产品收率增加26％。

Claims

1.一种芳烃抽余油制备己烷的方法，包括以下步骤：

2.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(1)中原料芳烃抽余油中含C5及以下组分，优选为少量C5及以下组分。

3.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(1)塔顶分离得到的组分中还含有C6组分；优选为少量C6组分。

4.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(1)进料位置以下得到的组分中还含有C6组分；优选为少量C6组分。

5.根据权利要求4所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于C6组分经反异构化反应器，反应得到的甲基环戊烷循环回第一精馏塔。

6.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于物流II中异己烷的质量浓度不小于正己烷的质量浓度。

7.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于加氢反应器中脱除苯和不饱和烃。

8.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(2)异构化反应中正己烷与异己烷发生平衡转化，甲基环戊烷和环己烷发生平衡转化。

9.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(3)甲基环戊烷循环回异构化反应器。

10.根据权利要求1所述的芳烃抽余油制备己烷的方法，其特征在于步骤(3)经过分离得到质量浓度不低于90％的异己烷，和/或质量浓度不低于60％的正己烷，和/或质量浓度不低于99％环己烷，优选的，分离得到质量浓度不低于99％的异己烷，和/或质量浓度不低于80％的正己烷，和/或质量浓度不低于99.9％环己烷。