CN109704911B - 芳烃抽余油生产己烷的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种芳烃抽余油生产己烷的方法，将芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流IV中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，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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

芳烃抽余油生产己烷的方法

技术领域

本发明涉及一种芳烃抽余油生产己烷的方法，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

石脑油裂解生产乙烯的过程中，裂解汽油经过两段加氢和芳烃抽提后副产大量的抽余油，目前抽余油主要用作生产溶剂油，基本没有进行提升附加值利用，部分返回裂解炉作为裂解原料，但是由于环烷烃含量较高，烯烃收率较低；且较高的环戊烷和甲基环戊烷也不适宜作为重整原料使用。抽余油中C6烷烃占40％以上，其中含有大量的包括甲基环戊烷和环己烷在内的环烷烃，因此从抽余油中分离出C6馏分并将甲基环戊烷异构化为环己烷，然后通过精馏得到异己烷、正己烷和纯度较高的环己烷将会极大提高抽余油的利用价值。

异己烷、正己烷、环己烷是重要的基本有机化工原料。植物油业为了提高植物油收率，最大限度的追求利润，普遍使用正己烷的萃取剂，同时，利用异己烷做植物油萃取剂，企业和消费者可以从减少加工成本、降低能量消耗和较低的环境污染中受益。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，比世界其他地区人均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10万吨以上。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。

离子液体是由有机阳离子和无极阴离子构成，在室温下通常是液态的，有些种类甚至低于室温也称液态的盐类。它们具有非挥发性或零蒸汽压、宽沸程、宽电化学窗口、强的静电场、良好的导电性，具有选择性溶解力和可设计性等特点，其这些特殊的物性给化学研究开辟了一个全新的领域，是一种很有前景被开发利用的介质或软功能材料。由于构成离子液体的阴、阳离子种类繁多，可通过简单的变换不同离子来控制它的多种物理和化学性质，它不仅在电化学、有机合成、生物化学、催化、分离等方面具有独特的作用，而且室温离子液体作为一种环境友好的催化剂和溶剂，符合绿色化学概念，有望面临全球环境安全问题的现代工业带来突破性的进展。早在20世纪80年代初期，英国BP公司和法国IFP等研究机构开始探索离子液体作为溶剂与催化剂的可能性，并在Friedel-Crafts反应、烷基化、异构化、烯烃二聚及催化加氢和Diels-Alder等反应中取得较好的结果。

由于苯和正己烷存在共沸，共沸点为68.9℃(1atm)，经过脱C5塔和脱C7塔切割后的C6组分还有苯，通过加氢单元将苯转化为环己烷。此外，异己烷、正己烷、甲基环戊烷和环己烷，在离子液体催化剂存在下存在平衡转化，异己烷与正己烷发生平衡可逆反应，为防止正己烷的损失，应保证切割后的C6组分中异己烷的浓度大于等于正己烷的浓度，而甲基环戊烷和环己烷也发生平衡可逆反应，因此可以将脱C7塔釜液中的环己烷在离子液体存在的条件下进行反异构化反应，转化为甲基环戊烷，循环回脱C5塔入口，大大提高了产品利用率。

CN 1880310 B公开了一种制备环氧环己烷和环己烷的方法，该发明是以苯、环己烷、环己烯任意比例的三元混合物为原料，以具有反应控制相转移特点的杂多酸类化合物的混合物为催化剂，过氧化氢水溶液为氧源，在添加剂的存在下，使混合物中的环己烯转化为环氧环己烷，环氧化反应结束后，催化剂分离回收循环使用，环氧环己烷通过精馏分离提纯，苯、环己烷及未反应的环己烯再次加氢循环使用。该方法大大降低了环氧环己烷生产的原料成本，而且环境友好，是联产环氧环己烷与环己烷的新途径。

CN 102633586 B公开了一种正己烷及其制备方法。其中，制备正己烷的方法包括以下步骤：使用催化剂，使二乙烯基乙炔进行完全加氢反应，其中，二乙烯基乙炔为乙炔二聚反应过程中的副产物。利用该方法能够有效地制备正己烷。

CN 103086823 B公开了一种正己烷、异己烷和苯的分离方法及设备，包括轻组分脱除单元、异己烷分离单元、正己烷萃取精馏单元、第一溶剂回收单元、苯萃取精馏单元、第二溶剂回收单元和溶剂再生单元。来自芳烃抽提装置的抽余油、裂解汽油或者直馏汽油等混合烃类原料，先脱除比2-甲基戊烷沸点低的杂质，然后分离出异己烷产品；其余物料经过萃取精馏方法分离出正己烷产品；脱除正己烷的物料，经过分离得到苯产品。采用该发明生产的异己烷产品主要组成为2-甲基戊烷和3-甲基戊烷，2-甲基戊烷和3-甲基戊烷总的质量分数不小于95％，正己烷质量分数不小于99％，苯产品达到国家标准。

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，经过对原料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，最终通过精馏分离得到异己烷、正己烷和环己烷产品，并通过第二精馏塔釜液反异构，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生产己烷的方法，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，一种芳烃抽余油生产己烷的方法，包括以下步骤：

(1)芳烃抽余油经过第一精馏塔，进料以上位置得到C5及以下组分，进料以下位置得到C6及以上组分；

(2)上述C6及以上组分进入第二精馏塔，进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到C7及以上组分物流IV；

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

(4)上述物流III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)中进料以上位置得到的组分中还含有C6组分；更优选为少量C6组分。

上述技术方案中，优选的，步骤(2)进料以下位置得到的组分中还含有C6组分；更优选为少量C6组分。

上述技术方案中，更优选的，C6组分主要组分为环己烷；

由于环己烷与二甲基戊烷(DMP)等多个组分存在共沸现象，因此在第二精馏塔中，损失了原料芳烃抽余油中的环己烷，使大部分环己烷从第二精馏塔釜进入反异构单元，从而减少第二精馏塔顶二甲基戊烷(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。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，物流IV中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IV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0.0～0.3MPag，温度优选为50～100℃；脱重塔的操作压力为0.0～0.5MPag，更优选为0.0～0.3MPag。

上述技术方案中，优选的，物流Ⅰ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0.2～5MPag，更优选为1.5MPag～3MPag，温度优选为120～500℃，更优选为150～300℃。

上述技术方案中，优选的，步骤(3)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0.0～2MPag，更优选为0.0～0.3MPag，异构化反应温度优选为50～200℃，更优选为50～100℃。

上述技术方案中，优选的，步骤(4)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(4)经过分离得到质量浓度不低于90％的异己烷，质量浓度不低于60％的正己烷，甲基环戊烷和质量浓度不低于99％环己烷，更优选为质量浓度不低于99％的异己烷，质量浓度不低于60％的正己烷，甲基环戊烷和质量浓度不低于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，第二精馏塔，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0.0～0.4MPag；分壁塔的操作压力为0.0～0.3MPag，。

该发明对原料芳烃抽余油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，并将第二精馏塔釜液中环己烷反异构化，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为一种芳烃抽余油生产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依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第一精馏塔顶进料以上位置得到含C5组分和少量C6组分的物流V,从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流Ⅲ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，V为含C5组分和少量C6组分的的混合物，I为含异己烷，正己烷，甲基环戊烷和苯的混合物，II为I加氢后的反应产物，III为异构化后的反应产物，IV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为第二精馏塔，4为加氢单元，5为异构化单元，6为分离单元。

图2是异构化产物物流III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，III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III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，III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是第二精馏塔塔釜液物流IV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，IV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生产己烷的方法。

将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

所不同的是操作参数的改变：

第二精馏塔，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0.2MPag；

加氢反应操作压力为1MPag，反应温度为150℃。转化率>98％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.4MPag，反应温度为80℃，转化率>65％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>92wt％，产品正己烷的纯度>70wt％，产品环己烷的纯度>99wt％。

【实施例3】

实施方式与实施例1相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流Ⅲ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继续生成环己烷。

所不同的是操作参数的改变：

第一精馏塔，第二精馏塔，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0.35MPag；

加氢反应操作压力为1.6MPag，反应温度为180℃。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60℃，转化率>56％，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。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

所不同的是操作参数的改变：

第一精馏塔，第二精馏塔，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0.4MPag；

加氢反应操作压力为0.5MPag，反应温度为150℃。转化率>97.5％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.3MPag，反应温度为100℃，转化率>68％，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5】

实施方式与实施例1相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III。物流III经过分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷和环己烷，其中甲基环戊烷循环回异构化单元。

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0.05MPag，其它操作参数不变。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

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15％。

【实施例6】

实施方式与实施例1相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III。物流III经过分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷和环己烷，其中甲基环戊烷循环回异构化单元。

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0.3MPag，其它操作参数不变。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

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10％。

【实施例7】

将含8wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

操作参数与实施例1相同。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

相比于实施例1，正己烷产品收率减少10％。

【实施例8】

将含12wt％异己烷，16wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

操作参数与实施例1相同。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

正己烷产品收率减少12.5％。

【实施例9】

将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，15wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

操作参数与实施例1相同。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

相比于实施例1，环己烷产品收率减少50％。

【实施例10】

实施方式与实施例1相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。操作参数与实施例1相同。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

所不同的是物流IV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0.3MPag，反应温度为80℃，转化率>35％，选择性>99％；

脱重塔的操作压力为常压；

得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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33％。

【实施例11】

实施方式与实施例10相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

物流IV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0.02MPag，反应温度为50℃，转化率>20％，选择性>99％；

脱重塔的操作压力为0.3MPag；

得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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25％。

【实施例12】

实施方式与实施例10相似。将含18wt％异己烷，10wt％正己烷，30wt％甲基环戊烷、10wt％环己烷和0.04wt％苯的芳烃抽余油F依次经过第一精馏塔和第二精馏塔，从第二精馏塔顶进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到含环己烷的C7及以上组分物流IV，物流I经加氢反应器得到物流II，物流II经异构化反应器得到含异己烷、正己烷、环己烷的物流III，物流III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继续生成环己烷。

第一精馏塔，第二精馏塔，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3MPag，反应温度为200℃。转化率>99％，选择性>99％；

异构化反应操作压力为0.0MPag，反应温度为50℃，转化率>50％，选择性>99％；

物流IV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0.2MPag，反应温度为100℃，转化率>35％，选择性>99.5％；脱重塔的操作压力为0.1MPag；

得到的产品异己烷的纯度>99wt％，产品正己烷的纯度>60wt％，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；

不同的是，环己烷产品收率增加30％。

Claims (12)

1.一种芳烃抽余油生产己烷的方法，包括以下步骤：

(1)芳烃抽余油经过第一精馏塔，进料以上位置得到C5及以下组分，进料以下位置得到C6及以上组分；

(2)上述C6及以上组分进入第二精馏塔，进料以上位置得到含异己烷、正己烷、甲基环戊烷和苯的物流I，进料以下位置得到C7及以上组分；

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

(4)上述物流III分离得到异己烷、正己烷、甲基环戊烷、环己烷。

2.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(1)中进料以上位置得到的组分中还含有C6组分。

3.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(1)中进料以上位置得到的组分中还含有少量C6组分。

4.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(2)进料以下位置得到的组分中还含有C6组分。

5.根据权利要求4所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(2)进料以下位置得到的组分中还含有少量C6组分。

6.根据权利要求2或4所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，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。

7.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于物流Ⅰ中异己烷的质量浓度不小于正己烷的质量浓度。

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

9.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(3)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。

10.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(4)甲基环戊烷循环回异构化反应器。

11.根据权利要求1所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(4)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。

12.根据权利要求11所述的芳烃抽余油生产己烷的方法，其特征在于步骤(4)经过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60％的正己烷，和/或质量浓度不低于99.9％环己烷。

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