CN110511107A - 一种利用重整c5油生产多型号正己烷的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。与现有技术相比，本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低、无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷。

Description

一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法
技术领域
本发明涉及正己烷生产技术领域，更具体地说，是涉及一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法。
背景技术
正己烷是现今工业上用途最广泛的烃类溶剂之一，也是最具有代表性的非极性溶剂，能溶解各类烃类及卤代烃，在食用油、印刷油墨、皮革、农药、杀虫剂、橡胶、化妆品、香料、化工聚合、医药以及电子部件的清洗等诸多方面均有广泛的用途。
目前，工业上纯度为60～80％(wt)的正己烷产品主要应用于食用油萃取、香料提取、电子部件的清洗，并且得到广泛的好评。而纯度在95％以上的正己烷大量用于医药合成反应的稀释剂和高级溶剂如用作制备甾族类、激素类和头孢类等无菌药物的助反应溶剂。国内国际市场对高纯正己烷的需求正逐年上涨，随着国内外制药工程、生物基因工程等相关领域的快速发展，高纯正己烷市场需求在未来几年内将大大增加，市场前景广阔。
目前，国内行业主要流行的生产工艺是以抽余油为原料，先浓缩出正己烷和甲基环戊烷，再进行萃取精馏的工艺路线。但是，该工艺无法满足多型号正己烷的生产要求；如何快速调整生产工艺以获得不同型号的正己烷从而满足变化的市场需求成为当下本领域亟待解决的技术难题。
发明内容
有鉴于此，本发明的目的在于提供一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低、无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷。
本发明提供了一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：
a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；
b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；
c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。
优选的，步骤a)中所述重整C5油包括以下组分：
C6 50wt％～60wt％；
C5 40wt％～45wt％；
余量的C4；
所述C6中的正己烷占重整C5油总量的10wt％～20wt％；
所述重整C5油中S含量≤2ppm，N含量≤1ppm，Cl含量≤3ppm，H2O含量≤200ppm。
优选的，步骤a)中所述加氢反应的氢油比为(200～400)：1，压力为1.7MPa～2.2MPa，温度为130℃～140℃。
优选的，步骤a)中所述C5轻组分分离的装置由提馏塔和精馏塔串联而成；
所述C5轻组分分离的提馏塔塔底温度为100℃～120℃，提馏塔塔底压力为220KPa～250KPa，精馏塔塔顶温度为60℃～70℃，精馏塔塔顶压力为150KPa～170KPa，回流比为9～11。
优选的，步骤b)中所述异己烷分离的装置为异己烷塔；
所述异己烷分离的塔顶温度为69℃～76℃，塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～105℃，塔底压力为90KPa～140KPa，回流比为6～12。
优选的，步骤c)中所述正己烷分离的装置为萃取精馏塔，由正己烷A塔和正己烷B塔串联组成；
所述正己烷B塔设有溶剂进口；
所述正己烷分离的的溶剂为N-甲基吡咯烷酮，所述N-甲基吡咯烷酮与脱异己烷后的重组分的流量比为1：(6～10)；
所述正己烷分离的正己烷A塔塔底温度为150℃～170℃，正己烷A塔塔底压力为100KPa～120KPa，正己烷B塔塔顶温度为70℃～78℃，正己烷B塔塔顶压力为10KPa～50KPa，回流比为2～6。
优选的，步骤c)中所述正己烷分离还得到脱正己烷后的重组分。
优选的，所述步骤c)还包括：
将得到的脱正己烷后的重组分进行溶剂分离，得到循环溶剂。
优选的，所述溶剂分离的装置为溶剂再生塔；
所述溶剂分离的塔顶温度为70℃～80℃，塔顶压力为10KPa～40KPa，塔底温度为190℃～210℃，塔底压力为25KPa～40KPa，回流比为1～3。
优选的，还包括：
将得到的循环溶剂用于步骤c)中的正己烷分离；所述循环溶剂的循环量为10t/h～20t/h。
本发明提供了一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。与现有技术相比，本发明提供的方法以重整C5油为原料，采用特定工艺生产得到不同型号的正己烷；本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低、无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷。
另外，本发明提供的方法还能够获得异己烷等具有较高价值的副产物，并且资源回收利用率高，实际应用效果好，满足工业化生产要求。
附图说明
图1为本发明实施例1提供的利用重整C5油生产多型号正己烷的方法的工艺流程图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例，对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。
本发明提供了一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：
a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；
b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；
c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。
本发明首先将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分。在本发明中，所述重整C5油优选来自于重整分馏塔；所述重整C5油优选包括以下组分：
C6 50wt％～60wt％；
C5 40wt％～45wt％；
余量的C4；
更优选为：
C6 56wt％～57wt％；
C5 43wt％～44wt％；
余量的C4。
在本发明中，所述C6中的正己烷优选占重整C5油总量的10wt％～20wt％，更优选为13wt％～15wt％。同时，本发明对所述重整C5油中的杂质有苛刻要求；所述重整C5油中S含量优选≤2ppm，N含量优选≤1ppm，Cl含量优选≤3ppm，H2O含量优选≤200ppm。
在本发明中，所述加氢催化剂优选选自JHO-1抽余油加氢催化剂和/或HTB-1H型苯加氢催化剂，更优选为JHO-1抽余油加氢催化剂。本发明对所述加氢催化剂的来源没有特殊限制，采用本领域技术人员熟知的市售商品如辽宁海泰科技发展有限公司提供的HTB-1H型苯加氢催化剂或自制品如京博黄河三角洲研究院自制的JHO-1抽余油加氢催化剂均可。
在本发明中，所述加氢反应的氢油比优选为(200～400)：1，更优选为300：1；所述加氢反应的压力优选为1.7MPa～2.2MPa，更优选为1.8MPa；所述加氢反应的温度优选为130℃～140℃，更优选为138℃。
在本发明中，所述C5轻组分分离的装置优选由提馏塔和精馏塔串联而成。在本发明中，所述C5轻组分分离的提馏塔塔底温度为100℃～120℃，提馏塔塔底压力优选为220KPa～250KPa，精馏塔塔顶温度优选为60℃～70℃，精馏塔塔顶压力优选为150KPa～170KPa，回流比优选为9～11。
在本发明中，得到的C5轻组分优选冷却后得到副产物戊烷。
得到所述剩余重组分后，本发明将得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分。
在本发明中，所述异己烷分离的装置优选为异己烷塔。在本发明中，所述异己烷分离的塔顶温度优选为69℃～76℃，塔顶压力优选为30KPa～50KPa，塔底温度优选为88℃～105℃，塔底压力优选为90KPa～140KPa，回流比优选为6～12。
本发明通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分。在本发明中，所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1。在本发明一个优选的实施例中，得到的一组脱异己烷后的重组分用于生产60#正己烷，所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～1)：1；并且所述异己烷分离的塔顶温度为69℃～73℃，塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～95℃，塔底压力为90KPa～100KPa，回流比为6～11。在本发明另一个优选的实施例中，得到的一组脱异己烷后的重组分用于生产80#正己烷，所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.1～1.5)：1；并且所述异己烷分离的塔顶温度为70℃～74℃，塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为90℃～98℃，塔底压力为100KPa～110KPa，回流比为8～12。在本发明另一个优选的实施例中，得到的一组脱异己烷后的重组分用于生产95#正己烷，所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(2～3)：1；并且所述异己烷分离的塔顶温度为70℃～76℃，塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为94℃～105℃，塔底压力为110KPa～140KPa，回流比为7～10。
在本发明中，分离得到的异己烷优选冷却后得到副产物异己烷。
得到所述多组脱异己烷后的重组分后，本发明将得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。在本发明中，所述正己烷分离的装置优选为萃取精馏塔，由正己烷A塔和正己烷B塔串联组成。在本发明中，所述正己烷B塔优选设有溶剂进口，用于通入溶剂或循环溶剂。
在本发明中，所述正己烷分离的的溶剂优选为N-甲基吡咯烷酮，所述N-甲基吡咯烷酮与脱异己烷后的重组分的流量比优选为1：(6～10)更优选为1：8。
在本发明中，所述正己烷分离的正己烷A塔塔底温度优选为150℃～170℃，更优选为160℃～170℃，正己烷A塔塔底压力优选为100KPa～120KPa，更优选为110KPa～120KPa，正己烷B塔塔顶温度优选为70℃～78℃，正己烷B塔塔顶压力优选为10KPa～50KPa，更优选为30KPa～50KPa，回流比优选为2～6更优选为2～4。
在本发明中，所述正己烷分离优选还得到脱正己烷后的重组分。本发明优选还包括：
将得到的脱正己烷后的重组分进行溶剂分离，得到循环溶剂。在本发明中，所述溶剂分离的装置优选为溶剂再生塔。在本发明中，所述溶剂分离的塔顶温度优选为70℃～80℃，塔顶压力优选为10KPa～40KPa，塔底温度优选为190℃～210℃，塔底压力优选为25KPa～40KPa，回流比优选为1～3。
得到所述循环溶剂后，本发明优选还包括：
将得到的循环溶剂用于步骤c)中的正己烷分离。在本发明中，所述循环溶剂的循环量优选为10t/h～20t/h。
本发明提供的方法以重整C5油为原料，采用特定工艺生产得到不同型号的正己烷；本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低、无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷。
本发明提供了一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。与现有技术相比，本发明提供的方法以重整C5油为原料，采用特定工艺生产得到不同型号的正己烷；本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低，特别是相比目前主流气相变压吸附法的工艺设计中的高投资、高维护保养的吸附设备，本发明的一次投资费用低、后期维护保养费用少，且无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷。
另外，本发明提供的方法还能够获得异己烷等具有较高价值的副产物，并且资源回收利用率高，实际应用效果好，满足工业化生产要求。
为了进一步说明本发明，下面通过以下实施例进行详细说明。本发明以下实施例所用的重整C5油来自于重整分馏塔，具体参数参见表1所示；
表1本发明实施例所用的重整C5油的具体参数数据
实施例1
本发明实施例1提供的利用重整C5油生产多型号正己烷的方法的工艺流程图参见图1所示，具体步骤如下：
(1)将重整C5油与氢气按照氢油比300：1通入加氢反应器，在反应压力为1.8MPa、反应温度为138℃及JHO-1抽余油加氢催化剂作用下进行加氢反应；反应后的液相产物进入脱戊烷塔(由于塔板层数较多，由脱戊烷A塔和脱戊烷B塔串联组成，其中脱戊烷A塔为提馏塔，脱戊烷B塔为精馏塔)将C5轻组分分离：
控制脱戊烷A塔塔底温度为100℃～120℃、塔底压力为220KPa～250KPa，脱戊烷B塔塔顶温度为60℃～70℃、塔顶压力为150KPa～170KPa，回流比R1＝9～11；分离得到的C5轻组分由脱戊烷B塔塔顶排出，冷却后得到副产物戊烷；脱戊烷A塔塔底重组分(脱戊烷后的剩余重组分)由脱戊烷A塔塔底排出。
(2)将步骤(1)得到的脱戊烷后的剩余重组分送入异己烷塔将异己烷分离：
控制异己烷塔塔顶温度为69℃～73℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～95℃、塔底压力为90KPa～100KPa，回流比R2＝6～11；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～1)：1，分离得到的异己烷由异己烷塔塔顶排出，冷却后得到副产物异己烷；异己烷塔塔底重组分(脱异己烷后的重组分)由异己烷塔塔底排出。
(3)将步骤(2)得到的脱异己烷后的重组分送入正己烷塔(正己烷塔为萃取精馏塔，由正己烷A塔和正己烷B塔串联组成，其中正己烷B塔设有溶剂进口和循环溶剂进口；所述溶剂为N-甲基吡咯烷酮，所述N-甲基吡咯烷酮与脱异己烷后的重组分的流量比为1：8)将正己烷分离：
控制正己烷A塔塔底温度为150℃～159℃、塔底压力为100KPa～109KPa，正己烷B塔塔顶温度为70℃～78℃、塔顶压力为10KPa～30KPa，回流比R3＝2～4；分离得到的正己烷由正己烷B塔塔顶排出，冷却后得到60#正己烷(经检测，其纯度为63.25％)；正己烷A塔塔底重组分(脱正己烷后的重组分)由正己烷A塔塔底排出。
(4)将步骤(3)得到的脱正己烷后的重组分送入溶剂再生塔将溶剂分离：
控制溶剂再生塔塔顶温度为70℃～80℃、塔顶压力为10KPa～40KPa，塔底温度为190℃～210℃、塔底压力为25KPa～40KPa，回流比R4＝1～3；分离得到的溶剂由溶剂再生塔塔底排出，经换热后回到正己烷B塔循环利用，溶剂循环量为10t/h～20t/h；
溶剂再生塔塔顶C6重组分由溶剂再生塔塔顶排出。
另外，改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为70℃～74℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为90℃～98℃、塔底压力为100KPa～110KPa，回流比R2＝8～12；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.1～1.5)：1；其他条件不变，得到80#正己烷(经检测，其纯度为83.67％)。
再次，改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为70℃～76℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为94℃～105℃、塔底压力为110KPa～140KPa，回流比R2＝7～10；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(2～3)：1；其他条件不变，得到99#正己烷(经检测，其纯度为99.17％)。
对比例1
采用实施例1提供的方法生产60#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为65℃～68℃、塔顶压力为20KPa～29KPa，塔底温度为80℃～87℃、塔底压力为80KPa～89KPa，回流比R2＝4～5；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～1)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为58.17％，不满足60#正己烷的要求)。
对比例2
采用实施例1提供的方法生产60#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为74℃～75℃、塔顶压力为100KPa～120KPa，塔底温度为96℃～100℃、塔底压力为80KPa～89KPa，回流比R2＝6～11；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～1)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为70.39％，不满足60#正己烷的要求)。
对比例3
采用实施例1提供的方法生产60#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为69℃～73℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～95℃、塔底压力为90KPa～100KPa，回流比R2＝6～11；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.2～0.45)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为59.43％，不满足60#正己烷的要求)。
对比例4
采用实施例1提供的方法生产60#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为69℃～73℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～95℃、塔底压力为90KPa～100KPa，回流比R2＝6～11；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.1～1.5)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为71.52％，不满足60#正己烷的要求)。
对比例5
采用实施例1提供的方法生产80#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为65℃～69℃、塔顶压力为20KPa～29KPa，塔底温度为85℃～89℃、塔底压力为90KPa～99KPa，回流比R2＝8～12；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.1～1.5)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为78.95％，不满足80#正己烷的要求)。
对比例6
采用实施例1提供的方法生产80#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为75℃～80℃、塔顶压力为51KPa～70KPa，塔底温度为99℃～105℃、塔底压力为120KPa～140KPa，回流比R2＝8～12；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.1～1.5)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为90.38％，不满足80#正己烷的要求)。
对比例7
采用实施例1提供的方法生产80#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为70℃～74℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为90℃～98℃、塔底压力为100KPa～110KPa，回流比R2＝8～12；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～1)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为79.24％，不满足80#正己烷的要求)。
对比例8
采用实施例1提供的方法生产80#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为70℃～74℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为90℃～98℃、塔底压力为100KPa～110KPa，回流比R2＝8～12；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1.6～3)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为91.34％，不满足80#正己烷的要求)。
对比例9
采用实施例1提供的方法生产99#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为65℃～69℃、塔顶压力为10KPa～29KPa，塔底温度为90℃～93℃、塔底压力为90KPa～109KPa，回流比R2＝7～10；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(2～3)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为89.61％，不满足99#正己烷的要求)。
对比例10
采用实施例1提供的方法生产99#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为77℃～80℃、塔顶压力为51KPa～70KPa，塔底温度为100℃～110℃、塔底压力为141KPa～170KPa，回流比R2＝7～10；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(2～3)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为98.69％，不满足99#正己烷的要求)。
对比例11
采用实施例1提供的方法生产99#正己烷，区别在于：
改变步骤(2)中的控制参数：
控制异己烷塔塔顶温度为70℃～76℃、塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为94℃～105℃、塔底压力为110KPa～140KPa，回流比R2＝7～10；并控制所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(1～1.9)：1；其他条件不变，得到正己烷(经检测，其纯度为90.32％，不满足99#正己烷的要求)。
通过比较可知，本发明实施例1提供的方法以重整C5油为原料，采用特定工艺生产得到不同型号的正己烷；本发明提供的方法工艺简单、设备投资少、成本低、无污染，能够长期稳定运行；并且能够通过快速调整生产工艺获得不同型号的正己烷，调整灵活，并保持相应型号的产品质量平稳。
所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。

Claims (10)

1.一种利用重整C5油生产多型号正己烷的方法，包括以下步骤：
a)将重整C5油和氢气在加氢催化剂作用下进行加氢反应，反应后的液相产物进行C5轻组分分离，得到剩余重组分；
b)将步骤a)得到的剩余重组分进行异己烷分离，并通过控制所述异己烷分离过程中异己烷外送量和脱异己烷重组分量之比，得到多组脱异己烷后的重组分；所述异己烷外送量：脱异己烷重组分量为(0.5～3)：1；
c)将步骤b)得到的多组脱异己烷后的重组分分别进行正己烷分离，得到不同型号的正己烷。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a)中所述重整C5油包括以下组分：
C6 50wt％～60wt％；
C5 40wt％～45wt％；
余量的C4；
所述C6中的正己烷占重整C5油总量的10wt％～20wt％；
所述重整C5油中S含量≤2ppm，N含量≤1ppm，Cl含量≤3ppm，H2O含量≤200ppm。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a)中所述加氢反应的氢油比为(200～400)：1，压力为1.7MPa～2.2MPa，温度为130℃～140℃。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤a)中所述C5轻组分分离的装置由提馏塔和精馏塔串联而成；
所述C5轻组分分离的提馏塔塔底温度为100℃～120℃，提馏塔塔底压力为220KPa～250KPa，精馏塔塔顶温度为60℃～70℃，精馏塔塔顶压力为150KPa～170KPa，回流比为9～11。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤b)中所述异己烷分离的装置为异己烷塔；
所述异己烷分离的塔顶温度为69℃～76℃，塔顶压力为30KPa～50KPa，塔底温度为88℃～105℃，塔底压力为90KPa～140KPa，回流比为6～12。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，步骤c)中所述正己烷分离的装置为萃取精馏塔，由正己烷A塔和正己烷B塔串联组成；
所述正己烷B塔设有溶剂进口；
所述正己烷分离的的溶剂为N-甲基吡咯烷酮，所述N-甲基吡咯烷酮与脱异己烷后的重组分的流量比为1：(6～10)；
所述正己烷分离的正己烷A塔塔底温度为150℃～170℃，正己烷A塔塔底压力为100KPa～120KPa，正己烷B塔塔顶温度为70℃～78℃，正己烷B塔塔顶压力为10KPa～50KPa，回流比为2～6。
7.根据权利要求1～6任一项所述的方法，其特征在于，步骤c)中所述正己烷分离还得到脱正己烷后的重组分。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述步骤c)还包括：
将得到的脱正己烷后的重组分进行溶剂分离，得到循环溶剂。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述溶剂分离的装置为溶剂再生塔；
所述溶剂分离的塔顶温度为70℃～80℃，塔顶压力为10KPa～40KPa，塔底温度为190℃～210℃，塔底压力为25KPa～40KPa，回流比为1～3。
10.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，还包括：
将得到的循环溶剂用于步骤c)中的正己烷分离；所述循环溶剂的循环量为10t/h～20t/h。
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