CN115746903A - 一种从费托合成轻质油分离高纯度α-烯烃的方法及系统 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种从费托合成轻质油分离α‑烯烃的方法以及用于实施该方法的系统。所述方法包括对费托合成轻质油进行馏分切割、脱轻处理、富集塔富集、含氧有机物脱除和提纯，从而得到高纯度的α‑烯烃产品。本发明的方法具有简单灵活、引入杂质少且能够以高收率得到具有较高纯度的α‑烯烃等优势。

Description

一种从费托合成轻质油分离高纯度α-烯烃的方法及系统

技术领域

本发明属于费托合成产物化工领域，具体涉及一种从作为费托合成中间油类产品的轻质油分离高附加值α-烯烃的系统和方法。

背景技术

α-烯烃是石油化工的重要原料，可用于共聚单体、表面活性剂合成中间体、增塑剂、合成润滑油和油品添加剂等许多化工领域中。目前石化领域生产α-烯烃的主要途径是乙烯齐聚和石蜡裂解，但这两种生产工艺存在一定弊端，如乙烯齐聚工艺无法得到高碳数α-烯烃，而石蜡裂解工艺产物复杂，分离α-烯烃代价较高。

费托合成将CO和H₂(也称合成气)在一定反应条件下，通过催化作用转化成烃类化合物(主要为直链烷烃和烯烃)，其产物分布特点即是含有C1～C100的烃类化合物，通常经进一步转化可得到清洁液体燃料(如汽油、柴油等)。与此同时，根据产物碳数分布特征看，费托合成得到的烃类化合物也可用于分离得到α-烯烃。

在目前已开工的项目中，费托合成中间产品主要为轻质油、重质油、重质蜡及LPG等。其中轻质油中间产品组成主要为C4-C30的正构烷烃和正构烯烃，正构烯烃含量约55wt％且主要为α-烯烃，杂质烯烃如异构烯烃和二烯烃很少，非常适合生产α-烯烃。相较于石化领域的生产工艺，从费托合成中间油类产品中分离α-烯烃的技术优势更加明显，分离成本更低。

除烃类化合物外，在费托合成轻质油中，还含有2wt％～5wt％的含氧有机物，主要为醇、醛、酸、酮、酯等，这些含氧化合物的存在，不但影响α-烯烃分离后的产品纯度，同时影响α-烯烃的下游生产(如聚合、酰基化反应等)，会导致出现副反应导致催化剂中毒失活。因此在分离过程中必须将其脱除干净。

专利CN105777467B描述了将费托合成油品中的含氧化合物和1-己烯进行分离，主要通过切割塔切割C6馏分，萃取塔脱除含氧化合物，进一步通过甲醇醚化，将叔碳转化成醚，再通过精馏进一步纯化，最后脱除C6异构烷烃和环烯烃，得到1-己烯产品。虽然该方法得到1-己烯产品纯度较高，但分离过程过于复杂，需要通过甲醇醚化再分离提高纯度，工艺适用性差，产品较单一，无法解决费托轻质油中各碳数α-烯烃的分离和纯化问题。

专利CN103360195B公开了一种分离提纯1-辛烯的方法，通过共沸精馏脱氧化物、精馏脱同分异构体、粗产品精制等方法得到1-辛烯。该工艺在精馏过程添加共沸剂和萃取剂，存在引入杂质的风险，同时也增加了精馏过程的操作成本。

专利CN100575320C中采用甲醇和水混合物作为溶剂，通过液-液萃取塔将C6-C16范围内的烯烃脱除，同时自回收塔中将含油甲醇、烯烃和烷烃的塔顶产物循环到萃取塔，从而提高烯烃和烷烃总回收率。但萃取塔在操作过程中受传质速率和效率影响，为保证萃取效率，所需塔板级数较高，并且其分离馏分段较窄，不能完全用于费托轻质油含氧有机物脱除。

发明内容

本发明以费托合成轻质油为原料，提供了一种从费托合成轻质油分离高附加值C6～C12单碳数α-烯烃的方法，并实现其中含氧有机物的脱除，最终获得高纯度(纯度≥95％)的单碳数α-烯烃产品。

在一个方面，本发明提供了一种从费托合成轻质油分离α-烯烃的方法，包括：

(1)将费托合成轻质油进行馏分切割得到窄馏分油和馏分切割塔釜油；

(2)将所述窄馏分油进行脱轻处理，得到脱除轻组分的馏分油和脱轻后的轻组分；

(3)将所述脱除轻组分的馏分油采用富集塔进行富集，得到α-烯烃粗产品和脱除α-烯烃剩余馏分，所述富集塔的塔板数不低于60块，塔顶温度为62℃～215℃；

(4)将所述α-烯烃粗产品进行含氧有机物脱除，得到脱除含氧有机物的α-烯烃产品；

(5)将所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品进行提纯，得到塔顶轻组分、塔釜重组分和α-烯烃产品。

在另一方面，本发明涉及一种用于实施上述方法的系统，包括：以流体连通的方式依次连接的馏分切割塔、脱轻塔、富集塔、含氧有机物脱除单元以及提纯塔，其中，所述富集塔的塔板数不低于60块。

本发明所述方法具有以下有益效果：

1、分离过程中引入杂质组分较少，且可重复利用，可实现绿色分离过程。

2、生产工艺过程简单灵活，可根据实际情况灵活调整目标产品，提高产品收益。

3、采用富集塔进行富集，能够提高α-烯烃的收率和纯度；采用本发明的方法分离得到α-烯烃的纯度较高，可直接作为生产原料进一步深度加工。

附图说明

附图是说明书的一部分，与具体实施方式一起提供了对本发明的进一步解释，但并不是对本发明的限制。

图1为本发明示例性的α-烯烃分离过程的流程简图

图2本发明示例性的方法中的脱除含氧有机物的步骤的流程简图。

图中的各附图标记分别表示：

1，馏分切割塔；2，脱轻塔；3，富集塔；4，含氧有机物脱除单元；5，提纯塔；

6，离心萃取；7，水洗；8，吸附分离；9，水洗；10，精馏；

12，萃取剂；13，萃取后的α-烯烃粗产品；14，经水洗的α-烯烃产品；15，离心机分离后的萃取剂；16，水洗后的萃取剂；17，废水；18，从萃取剂中回收的α-烯烃产品；

101，费托合成轻质油；102，窄馏分油；103，馏分切割塔釜油；104，轻组分；105，脱除轻组分的馏分油；106，α-烯烃粗产品；107，脱除α-烯烃剩余馏分；108，脱除含氧有机物的α-烯烃；109，提纯后的α-烯烃产品；110，提纯塔塔顶轻组分；111，提纯塔塔釜重组分。

具体实施方式

以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，但并不用于限制本发明。

在一个实施方式中，本发明提供了一种从费托合成轻质油分离α-烯烃的方法，包括：

(1)将费托合成轻质油进行馏分切割得到窄馏分油和馏分切割塔釜油；

(2)将所述窄馏分油进行脱轻处理，得到脱除轻组分的馏分油和脱轻后的轻组分；

(3)将所述脱除轻组分的馏分油采用富集塔进行富集，得到α-烯烃粗产品和脱除α-烯烃剩余馏分，所述富集塔的塔板数不低于60块，塔顶温度为62～215℃；

(4)将所述α-烯烃粗产品进行含氧有机物脱除，得到脱除含氧有机物的α-烯烃产品；

(5)将所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品进行提纯，得到塔顶轻组分、塔釜重组分和α-烯烃产品。

在本文中，步骤(1)中所述费托合成轻质油为费托合成反应器顶部的气相产品经两次闪蒸及油水分离后得到的油相中间产品，其馏程温度为0～500℃，优选为20℃～450℃，更优选为50℃～300℃。在一些优选的实施方式中，所述费托合成轻质油主要包含C4～C37正构烷烃和正构烯烃，优选主要包含C5～C30正构烷烃和正构烯烃，更优选主要包含C6～C17正构烷烃和正构烯烃，也包含4wt％～6wt％的异构烷烃和内烯烃，以及3wt％～5wt％的含氧有机物。

在本文中，所述的正构烯烃是指双键在端位的直链单烯烃，即α-烯烃。在一些实施方式中，所述α-烯烃为C6～C12的α-烯烃中的任意一种。

在本文中，所述的内烯烃为α-烯烃同分异构体，表示双键不在端位的烯烃。

在一些优选的实施方式中，步骤(1)所述的馏分切割是在馏分切割塔中进行。其中，将费托合成轻质油供入馏分切割塔中，将含有目标碳数烃类产品的组成进行初步分离，从而得到含有较高含量目标碳数烷烯烃产品的窄馏分油和馏分切割塔釜油。

在一些进一步优选的实施方式中，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数可不低于20块，优选为20～60块。优选的，可将费托合成轻质油由馏分切割塔中下部和/或塔釜进料，从塔顶和/或侧线得到窄馏分油。

在一些优选的实施方式中，步骤(1)中所述馏分切割的条件为：塔顶温度为63℃～220℃，压力为10kPa～100kPa，回流比10:1至1:10(例如5:1至1:5)。具体而言，塔顶温度可依据目标产品(即，期望分离的α-烯烃产品)确定，目标产品为C6烯烃时，塔顶温度可为63℃～90℃；目标产品为C7烯烃时，塔顶温度可为90℃～120℃；目标产物为C8烯烃时，塔顶温度可为120℃～140℃；目标产品为C9烯烃时，塔顶温度可为120℃～160℃；目标产品为C10烯烃时，塔顶温度可为160℃～190℃；目标产品为C11烯烃时，塔顶温度可为180℃～200℃；目标产品为C12烯烃时，塔顶温度可为190℃～220℃。本发明人注意到，若馏分切割塔塔顶温度过高时，可导致塔釜加热温度高于300℃，由此可能引起物料在塔内发生热裂解而使组成发生变化，为防止物料在塔内发生热裂解而使组成发生变化，优选的是采用减压操作，操作压力可为10kPa～100kPa。减压操作时，因馏分沸点降低，塔顶温度优选也相应降低至高于所在操作压力下目标馏分的沸点10℃～40℃。

在一些优选的实施方式中，步骤(2)所述脱轻处理是在脱轻塔中进行。具体的是，将沸点低于待分离单碳数α-烯烃的轻组分(即，脱轻后的轻组分)从脱轻塔的塔顶分离，从脱轻塔的塔釜得到含量较高的包含待分离碳数的α-烯烃的脱除轻组分的馏分油。在一些优选的实施方式中，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数可不低于40块，例如可为60～120块，优选为60～80块。在本文描述的方法中，所述脱除轻组分的馏分油中含有待分离的单碳数α-烯烃，具体可为C6～C12的α-烯烃中的任一种。

在一些进一步优选的实施方式中，步骤(2)的所述脱轻处理中窄馏分油的进料位置在脱轻塔中下部。

在一些优选的实施方式中，步骤(2)中的所述脱轻处理的条件为：塔顶温度为40℃～210℃，压力为10～100kPa，回流比10:1至1:10(例如5:1至1:5、3:1至1:1)。在一些优选的实施方式中，压力为100kPa，按照所分离α-烯烃的碳数差异，脱轻塔塔顶温度可分别为40℃～60℃(C6烯烃)、60℃～90℃(C7烯烃)、80℃～120℃(C8烯烃)、120℃～146℃(C9烯烃)、140℃～169℃(C10烯烃)、160℃～190℃(C11烯烃)、180℃～210℃(C12烯烃)。当降低脱轻塔的压力时，可根据塔内实际操作压力，参考安托因方程(沸点和蒸气压关系方程)来计算待分离的α-烯烃的沸点，而塔顶温度可被优选设置为低于待分离的单碳数α-烯烃的沸点0～20℃。

在一些优选的实施方式中，步骤(3)中，将含有待分离α-烯烃的脱除轻组分的馏分油在富集塔中进行α-烯烃的富集后，从富集塔塔顶分离得到α-烯烃粗产品。利用富集塔进行处理，有利于对目标碳数的α-烯烃进行富集，以便实现后续以更高收率和更高纯度得到目标α-烯烃产品。其中，所述富集塔塔板数优选可为60～120块，更优选60～80块。在一些优选的实施方式中，所述脱除轻组分的馏分油的进料位置为富集塔中下部或塔釜。

在所述脱除轻组分的馏分油中，馏程温度最低组分即为待分离α-烯烃。在一些优选的实施方式中，步骤(3)中，为获得纯度相对高的α-烯烃，可根据待分离的α-烯烃控制富集塔塔顶温度，针对不同碳数的待分离的α-烯烃，富集塔塔顶温度可分别控制在：C6烯烃，62℃～65℃；C7烯烃90℃～95℃；C8烯烃115℃～122℃；C9烯烃140℃～147℃；C10烯烃165℃～171℃；C11烯烃185℃～193℃；C12烯烃205℃～215℃；从而有利于更进一步提高目标α-烯烃的收率。在一些优选的实施方式中，所述富集塔的回流比可控制为10:1至1:10(例如5:1至1:5、5:1至1:1)。

在一些进一步优选的实施方式中，所述含氧有机物为C2～C20的醇、醛、酸、酯和酮有机物中的一种或多种。

在一些优选的实施方式中，步骤(4)中，主要可通过对所述α-烯烃粗产品进行萃取来脱除所述含氧有机物，优选对所述所述α-烯烃粗产品进行离心萃取来脱除含氧有机物，从而将α-烯烃粗产品中的含氧有机物脱除。

在一些进一步优选的实施方式中，上述萃取可采用极性醇类萃取剂进行。优选地，所述极性醇类萃取剂可为甲醇、乙醇、乙二醇、异丁醇中的至少一种。更优选地，所述极性醇类萃取剂可进一步含有水，以有利于降低α-烯烃粗产品在萃取剂中的溶解度，所述萃取剂中含有的水的量例如可为0～100wt％，优选为5wt％～50wt％，更优选为5wt％～30wt％(例如10wt％～20wt％)。

在一些更进一步优选的实施方式中，所述萃取剂与α-烯烃粗产品的质量比为(0.2～5):1，优选(0.5～2):1。

在一些优选的实施方式中，所述离心萃取采用离心机进行，所述离心机的分离因素(即，离心力和重力的比值)可不低于50g，优选不低于100g，更优选不低于150g。重力加速度越高，越有利于提高传质速率，有利于萃取剂与α-烯烃粗产品混合后的分离。在一些实施方式中，所述离心萃取至少使用1级以上的离心萃取，优选3级以上的离心萃取，以进一步提高萃取效果。

在一些进一步优选的实施方式中，采用所述离心萃取进行含氧有机物脱除，在所述萃取剂与α-烯烃粗产品进入离心机前，可将其充分混合。优选地，可采用静态混合器、限流孔板和/或搅拌器(例如在离心机入口处设置的搅拌器)进行所述混合，其中，在离心机入口处设置的搅拌器可利用离心机转子的旋转，使萃取剂和α-烯烃粗产品在进入离心机前进行充分搅拌混合，有利于含氧有机物进入萃取剂相。

在本文所述的方法中，对于上述离心萃取，如果萃取剂与α-烯烃粗产品在离心机轻重相出口处分离的不好，可根据情况适当降低进料速率和/或提高停留时间，以提高分离效果。

在一些更进一步优选的实施方式中，在上述离心萃取后，经离心机分离得到的萃取剂可通过水洗(用于将萃取剂中的少量α-烯烃分离)，并进一步通过精馏将醇类萃取剂回收。在本文中，所述精馏使用的精馏塔塔板数不少于40块，优选40-60块，精馏塔塔顶温度可根据萃取剂沸点确定，如甲醇为62-65℃，乙醇78-80℃，丙醇87-98℃，回流比1:10至10:1(例如1:5至5:1)，回收后的醇类萃取剂可重复利用。优选地，水洗得到的α-烯烃可返回离心机的萃取剂入口用于重新萃取。

在一些优选的实施方式中，经步骤(4)所述的含氧有机物脱除后，可进一步对得到的α-烯烃粗产品分离其含有的剩余萃取剂和含氧有机物(其含量例如可为1wt％以下)，以得到脱除含氧有机物的α-烯烃产品。优选地，可采用吸附剂通过吸附分离方式来进一步对α-烯烃粗产品进行分离。

在一些进一步优选的实施方式中，上述吸附分离采用的吸附剂可为树脂、分子筛或硅酸镁中的一种或多种，优选可为分子筛吸附剂，例如可为5A、13A、10X和/13X分子筛。所述吸附分离的温度为10℃～60℃(例如40℃～60℃)。可选的，在进行吸附分离前，可将对所述α-烯烃粗产品进行萃取后得到的萃取后的α-烯烃粗产品进行水洗，从而将其中溶解的萃取剂及含氧有机物从该α-烯烃粗产品中去除。优选地，所述水洗是用脱盐水对α-烯烃进行洗涤，更优选地，所述脱盐水的质量为α-烯烃粗产品质量的0.2～5倍。

在一些优选的实施方式中，如步骤(5)所述的将脱除含氧有机物的α-烯烃产品提纯是在提纯塔中进行，通过提纯后可进一步提高产品纯度，得到纯度符合预期的α-烯烃产品。其中，所述提纯塔的塔板数可为20～100块，优选40～80块，所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品由提纯塔中下部进料，并且所述α-烯烃产品由塔顶或塔顶侧线采出。所述提纯塔的操作压力可为常压(即，1个大气压)。所述提纯塔的塔顶温度可为62℃～215℃。进一步地，所述提纯塔的塔顶温度可根据待分离α-烯烃的沸点来调整，分别控制在：C6烯烃，62℃～65℃；C7烯烃92℃～95℃；C8烯烃120℃～122℃；C9烯烃145℃～147℃；C10烯烃169℃～171℃；C11烯烃191℃～193℃；C12烯烃212℃～215℃。在一些实施方式中，所述提纯塔的回流比为10:1至1:10(例如5:1至1:5、5:1至1:1)。

在一些优选的实施方式中，在步骤(5)中，得到的塔顶轻组分和塔釜重组分可返回至步骤(2)重新进行脱轻处理，从而可进一步提高烯烃产品的收率。

在一个实施方式中，本发明涉及一种用于实施上述方法的系统，包括：以流体连通的方式依次连接的馏分切割塔、脱轻塔、富集塔、含氧有机物脱除单元以及提纯塔，其中，所述富集塔的塔板数不低于60块。

在一些实施方式中，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数可不低于20块，优选为20～60块。

在一些实施方式中，在馏分切割塔的中下部和/或塔釜设置进料口，用于费托合成轻质油进料。在一些实施方式中，在馏分切割塔的塔顶和/或侧线设置出料口，由该处流出窄馏分油。

在一些实施方式中，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数可不低于40块，例如可为60～120块，优选为60～80块。在一些实施方式中，所述脱轻塔的进料位置被设置在脱轻塔中下部。

在一些实施方式中，所述富集塔塔板数优选可为60～120块，更优选60～80块。在一些优选的实施方式中，所述富集塔的进料位置为富集塔中下部或塔釜。

在一些实施方式中，所述含氧有机物脱除单元可为萃取装置，例如离心机。

在一些实施方式中，在所述离心机之前设置静态混合器、限流孔板和/或搅拌器(例如在离心机入口处设置的搅拌器)。

在一些实施方式中，所述提纯塔的塔板数可为20～100块，优选40～80块。在一些实施方式中，在提纯塔中下部设置进料口。在一些实施方式中，在提纯塔塔顶或塔顶侧线处设置出料口，在该处得到α-烯烃产品。

接下来，可通过如下编号段落对本发明的一些优选的方案进行示例性说明：

1.一种从费托合成轻质油分离α-烯烃的方法，包括：

(1)将费托合成轻质油进行馏分切割得到窄馏分油和馏分切割塔釜油；

(2)将所述窄馏分油进行脱轻处理，得到脱除轻组分的馏分油和脱轻后的轻组分；

(3)将所述脱除轻组分的馏分油采用富集塔进行富集，得到α-烯烃粗产品和脱除α-烯烃剩余馏分，所述富集塔的塔板数不低于60块，塔顶温度为62～215℃；

(4)将所述α-烯烃粗产品进行含氧有机物脱除，得到脱除含氧有机物的α-烯烃产品；

(5)将所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品进行提纯，得到塔顶轻组分、塔釜重组分和α-烯烃产品。

2.如段落1所述的方法，其中，所述费托合成轻质油的馏程温度为0～500℃。

3.如段落1或2所述的方法，其中，所述馏分切割是在馏分切割塔中进行。

4.如段落3所述的方法，其中，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数不低于20块。

5.如段落3或4所述的方法，其中，将所述费托合成轻质油由所述馏分切割塔中下部和/或塔釜进料，并且从塔顶和/或侧线得到所述窄馏分油。

6.如段落1-5中任一段所述的方法，其中，所述馏分切割的条件为：塔顶温度为63℃～220℃，压力为10kPa～100kPa，回流比10:1至1:10。

7.如段落1-6中任一段所述的方法，其中，所述脱轻处理是在脱轻塔中进行。

8.如段落7所述的方法，其中，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数不低于40块。

9.如段落7或8所述的方法，其中，所述窄馏分油的进料位置在所述脱轻塔中下部。

10.如段落1-9中任一段所述的方法，其中，所述脱轻处理的条件为：塔顶温度为40℃～210℃，压力为10～100kPa，回流比10:1至1:10。

11.如段落1-10中任一段所述的方法，其中，所述脱轻处理的压力为100kPa，按照待分离的所述α-烯烃的碳数，所述脱轻塔塔顶温度分别为：C6烯烃，40℃～60℃；C7烯烃，60℃～90℃；C8烯烃，80℃～120℃；C9烯烃，120℃～146℃；C10烯烃，140℃～169℃；C11烯烃，160℃～190℃；C12烯烃，180℃～210℃。

12.如段落1-11中任一段所述的方法，其中，在步骤(3)中，将所述脱除轻组分的馏分油在所述富集塔中进行富集后，从所述富集塔塔顶分离得到α-烯烃粗产品。

13.如段落1-12中任一段所述的方法，其中，所述富集塔塔板数为60～120块，回流比为10:1至1:10。

14.如段落1-13中任一段所述的方法，其中，所述脱除轻组分的馏分油的进料位置为所述富集塔中下部或塔釜。

15.如段落1-14中任一段所述的方法，其中，根据待分离的α-烯烃的碳数，所述富集塔塔顶温度分别控制在：C6烯烃，62℃～65℃；C7烯烃，90℃～95℃；C8烯烃，115℃～122℃；C9烯烃，140℃～147℃；C10烯烃，165℃～171℃；C11烯烃，185℃～193℃；C12烯烃，205℃～215℃。

16.如段落1-15中任一段所述的方法，其中，所述含氧有机物为C2～C20的醇、醛、酸、酯和酮有机物中的一种或多种。

17.如段落1-16中任一段所述的方法，其中，步骤(4)中，通过对所述α-烯烃粗产品进行萃取来脱除所述含氧有机物。

18.如段落17所述的方法，其中，对所述所述α-烯烃粗产品进行离心萃取来脱除含氧有机物。

19.如段落17或18所述的方法，其中，所述萃取采用极性醇类萃取剂进行。

20.如段落19所述的方法，其中，所述极性醇类萃取剂为甲醇、乙醇、乙二醇、异丁醇中的至少一种。

21.如段落19或20所述的方法，其中，所述极性醇类萃取剂进一步含有水。

22.如段落21所述的方法，其中，所述极性醇类萃取剂中含有的水的量为0～100wt％。

23.如段落19-22中任一段所述的方法，其中，所述极性醇类萃取剂与所述α-烯烃粗产品的质量比为(0.2～5):1。

24.如段落18-23中任一段所述的方法，其中，所述离心萃取采用离心机进行，所述离心机的分离因素不低于50g。

25.如段落18-24中任一段所述的方法，其中，所述离心萃取至少使用1级以上的离心萃取。

26.如段落24或25所述的方法，其中，在所述离心萃取后，经离心机分离得到的萃取剂通过水洗，并进一步通过精馏来回收极性醇类萃取剂。

27.如段落1-26中任一段所述的方法，其中，经步骤(4)所述的含氧有机物脱除后，进一步对得到的α-烯烃粗产品分离其含有的剩余萃取剂和含氧有机物。

28.如段落27所述的方法，其中，采用吸附剂通过吸附分离方式来进一步对所述α-烯烃粗产品进行分离。

29.如段落28所述的方法，其中，所述吸附剂为树脂、分子筛或硅酸镁中的一种或多种。

30.如段落1-29中任一段所述的方法，其中，步骤(5)所述的提纯是在提纯塔中进行。

31.如段落30所述的方法，其中，所述提纯塔的塔板数为20～100块，塔顶温度为62℃～215℃，回流比为10:1至1:10。

32.如段落30或31所述的方法，其中，所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品由提纯塔中下部进料，并且所述α-烯烃产品由塔顶或塔顶侧线采出。

33.如段落1-32中任一段所述的方法，其中，步骤(5)中得到的塔顶轻组分和塔釜重组分可返回至步骤(2)重新进行脱轻处理。

34.一种用于实施段落1-33中任一段所述的方法的系统，包括：以流体连通的方式依次连接的馏分切割塔、脱轻塔、富集塔、含氧有机物脱除单元以及提纯塔，其中，所述富集塔的塔板数不低于60块。

35.如段落34所述的系统，其中，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数不低于20块。

36.如段落34或35所述的系统，其中，在所述馏分切割塔的中下部和/或塔釜设置进料口，并且在所述馏分切割塔的塔顶和/或侧线设置出料口。

37.如段落34-36中任一段所述的系统，其中，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数不低于40块。

38.如段落34-37中任一段所述的系统，其中，所述脱轻塔的进料位置被设置在脱轻塔中下部。

39.如段落34-38中任一段所述的系统，其中，所述富集塔塔板数为60～120块。

40.如段落34-39中任一段所述的系统，其中，所述富集塔的进料位置为富集塔中下部或塔釜。

41.如段落34-40中任一段所述的系统，其中，所述含氧有机物脱除单元为萃取装置。

42.如段落34-41中任一段所述的系统，其中，所述含氧有机物脱除单元为离心机。

43.如段落42所述的系统，其中，在所述离心机之前设置静态混合器、限流孔板和/或搅拌器。

44.如段落34-43中任一段所述的系统，其中，所述提纯塔的塔板数为20～100块。

45.如段落34-44中任一段所述的系统，其中，在所述提纯塔中下部设置进料口，并且在所述提纯塔塔顶或塔顶侧线处设置出料口。

下面通过实例进一步说明本发明，但本发明并不限于此。

实施例

除非另有说明，下述实施例中涉及的试剂、材料和装置均为本领域常规且可商购得到的；下述实施例中涉及的常规操作为本领域的常见操作，例如可见于本领域已公开的专利、专利申请和出版物等中。

实施例1分离C6α-烯烃

来自上游单元的费托合成轻质油101(馏程温度为0～430℃)供入馏分切割塔1(连续精馏塔)，塔顶温度63℃～90℃，压力为100kPa，回流比1:1，塔顶得到含有C6含量较高的α-烯烃产品的窄馏分油102，并得到馏分切割塔釜油103；馏分切割塔塔板为40块，进料位置为从上至下的第30块板；

将102供入脱轻塔2，得到脱除轻组分的馏分油105和脱轻后的轻组分；脱轻塔塔顶温度40℃～60℃，压力为100kPa，回流比1:1；脱轻塔塔板数80块，进料位置为塔节中部；

将105供入富集塔3，塔顶得到α-烯烃粗产品106，并得到脱除α-烯烃剩余馏分107。富集塔塔顶温度为62℃～65℃，回流比3:1；富集塔塔板数80块，塔釜直接进料。

将富集塔塔顶得到的α-烯烃粗产品106供入含氧有机物脱除单元4，采用离心萃取6，将106和含水10wt％～20wt％的甲醇萃取剂12采用在离心机入口处设置的搅拌器混合后供入离心机，萃取剂12与α-烯烃粗产品106的质量比为(0.5～2):1；

在分离因素为180g的离心机中，进行3级离心萃取操作；经离心机分离后的萃取剂15通过水洗9而将萃取剂中夹带的少量α-烯烃分离出来，得到从萃取剂中回收的α-烯烃产品18；进一步通过精馏10将水洗后的萃取剂16回收，其中精馏10所用精馏塔塔板数不少于40块，精馏塔塔顶温度62～65℃，回流比1:1，塔顶得到萃取剂。回收后的萃取剂可作为萃取剂重复利用；将上述通过水洗得到的少量的从萃取剂中回收的α-烯烃产品18与106混合重新进行萃取；

向萃取后的α-烯烃粗产品13中加入其质量0.2-5倍的脱盐水进行水洗7，在离心机中，经一次以上的混合分离后，得到经水洗的α-烯烃产品14；随后该α-烯烃产品进行吸附分离8，所述吸附分离的吸附剂采用5A分子筛，在室温下进行吸附分离操作，得到脱除含氧有机物的α-烯烃108。

将脱除含氧有机物的α-烯烃108供入提纯塔进一步分离提纯，塔顶温度62℃～65℃，常压，回流比5:1，可得到提纯后的α-烯烃产品109，并得到提纯塔塔顶轻组分110和提纯塔塔釜重组分111，二者返回重新进行脱轻处理，从而可进一步提高α-烯烃产品的收率。提纯塔塔板数为40～80块，由塔中部进料，并由塔顶侧线采出。相关分析结果如下：

表1流股中的主要烃类组成和含量(％)

	<C6烃	C6烯烃	其它C6	≥C7烃
					101	6.14	4.82	2.73	86.31
102	20.92	23.29	13.17	42.62
					105	0.02	23.65	11.49	64.84
106	0.03	94.25	5.05	0.66
					108	0.29	95.51	4.20	0
109	0.41	95.91	3.68	0

实施例2分离C8α-烯烃

来自上游单元的费托合成轻质油101(馏程温度为0～430℃)供入馏分切割塔1(连续精馏塔)，塔顶温度120℃～140℃，压力为100kPa，回流比1:3，塔顶得到含有C8含量较高α-烯烃产品窄馏分油102，并得到馏分切割塔釜油103；馏分切割塔塔板为40块，进料位置为从上至下的第30块板；

将102供入脱轻塔2，得到脱除轻组分的馏分油105和脱轻后的轻组分；脱轻塔塔顶温度80℃～120℃，压力为100kPa，回流比2:1；脱轻塔塔板数80块，进料位置为塔节中部；

将105供入富集塔3，塔顶得到α-烯烃粗产品106，并得到脱除α-烯烃剩余馏分107。富集塔塔顶温度为115℃～122℃，回流比5:2；富集塔塔板数80块，塔釜进料；

将富集塔塔顶得到的α-烯烃粗产品106供入含氧有机物脱除单元4，采用离心萃取6，将106和含水10wt％～20wt％的甲醇萃取剂12采用在离心机入口处设置的搅拌器混合后供入离心机，萃取剂12与α-烯烃粗产品106的质量比为(0.5～2):1；

在分离因素为180g的离心机中，进行3级离心萃取操作；经离心机分离后的萃取剂15通过水洗9而将萃取剂中夹带的少量α-烯烃分离出来，得到从萃取剂中回收的α-烯烃产品18；进一步通过精馏10将水洗后的萃取剂16回收，其中精馏10所用精馏塔塔板数不少于40块，精馏塔塔顶温度62～65℃，回流比1:1，回收后的萃取剂可作为萃取剂重复利用；将上述通过水洗得到的少量的从萃取剂中回收的α-烯烃产品18与106混合重新进行萃取；

向萃取后的α-烯烃粗产品13中加入其质量0.2-5倍的脱盐水进行水洗7，在离心机中，经一次以上的混合分离后，得到经水洗的α-烯烃产品14；随后该α-烯烃产品进行吸附分离8，所述吸附分离的吸附剂采用5A分子筛，在室温下进行吸附分离操作，得到脱除含氧有机物的α-烯烃108。

将脱除含氧有机物的α-烯烃108供入提纯塔进一步分离提纯，塔顶温度120℃～122℃，常压，回流比5:1，可得到提纯后的α-烯烃产品109，并得到提纯塔塔顶轻组分110和提纯塔塔釜重组分111，二者返回重新进行脱轻处理，从而可进一步提高α-烯烃产品的收率。提纯塔塔板数为40～80块，由塔中部进料，并由塔顶侧线采出。相关分析结果如下：

表2流股中的主要烃类组成和含量

	<C8烃	C8烯烃	其它C8	≥C9烃
					101	20.66	5.92	2.76	70.80
102	54.51	15.62	7.31	22.59
					105	0	26.46	14.16	59.38
106	0.58	81.90	15.12	2.37
					108	3.71	88.12	7.44	0.73
109	0.37	96.39	3.24	0

表3流股中的含氧有机物和主要烃类组成和含量

	酸	醇(含甲醇)	醛酮酯	烷烯烃
					13	0	0	0.0048	99.6961
14	0	0	0	100

实施例3分离C9α-烯烃

来自上游单元的费托合成轻质油101(馏程温度为0～430℃)供入馏分切割塔1(连续精馏塔)，塔顶温度120℃～160℃，压力为100kPa，回流比5:1，塔顶得到含有C9含量较高α-烯烃产品窄馏分油102，并得到馏分切割塔釜油103；馏分切割塔塔板为40块，进料位置为从上至下的第30块板；

将102供入脱轻塔2，得到脱除轻组分的馏分油105和脱轻后的轻组分；脱轻塔塔顶温度120℃～146℃，压力为100kPa，回流比2:1；脱轻塔塔板数80块，进料位置为塔节中部；

将105供入富集塔3，塔顶得到α-烯烃粗产品106，并得到脱除α-烯烃剩余馏分107。富集塔塔顶温度为140℃～147℃，回流比为5:1；富集塔塔板数80块，塔釜进料；

将富集塔塔顶得到的α-烯烃粗产品106供入含氧有机物脱除单元4，采用离心萃取6，将106和含水5wt％～15wt％的甲醇萃取剂12采用在离心机入口处设置的搅拌器混合后供入离心机，萃取剂12与α-烯烃粗产品106的质量比为(0.5～2):1；

在分离因素为180g的离心机中，进行3级离心萃取操作；经离心机分离后的萃取剂15通过水洗9而将萃取剂中夹带的少量α-烯烃分离出来，得到从萃取剂中回收的α-烯烃产品18；进一步通过精馏10将水洗后的萃取剂16回收，其中精馏10所用精馏塔塔板数不少于40块，精馏塔塔顶温度62～65℃，回流比1:1，回收后的萃取剂可作为萃取剂重复利用；将上述通过水洗得到的少量的从萃取剂中回收的α-烯烃产品18与106混合重新进行萃取；

向萃取后的α-烯烃粗产品13中加入其质量0.2-5倍的脱盐水进行水洗7，在离心机中，经一次以上的混合分离后，得到经水洗的α-烯烃产品14；随后该α-烯烃产品进行吸附分离8，所述吸附分离的吸附剂采用13A分子筛，在40℃下进行吸附分离操作，得到脱除含氧有机物的α-烯烃108。

将脱除含氧有机物的α-烯烃108供入提纯塔进一步分离提纯，塔顶温度145℃～147℃，常压，回流比5:1，可得到提纯后的α-烯烃产品109，并得到提纯塔塔顶轻组分110和提纯塔塔釜重组分111，二者返回重新进行脱轻处理，从而可进一步提高α-烯烃产品的收率。提纯塔塔板数为40～80块，由塔中部进料，并由塔顶侧线采出。

表4流股中的主要烃类组成和含量

	<C9烃	C9烯烃	其它C9	≥C10烃
					101	29.34	5.85	2.71	62.10
102	63.56	12.88	4.90	18.66
					105	0	30.25	15.00	54.75
106	0.10	84.04	13.62	2.24
					108	0.25	85.08	14.24	0.43
109	0.08	96.46	3.46	0

实施例4分离C12α-烯烃

来自上游单元的费托合成轻质油101(馏程温度为0～430℃)供入馏分切割塔1(间歇精馏塔)，塔顶温度190℃～220℃，压力为100kPa，回流比1:4，塔顶得到含有C12含量较高α-烯烃产品窄馏分油102，并得到馏分切割塔釜油103；馏分切割塔塔板为40块，进料位置为从上至下的第30块板；

将102供入脱轻塔2，得到脱除轻组分的馏分油105和脱轻后的轻组分；脱轻塔塔顶温度180℃～210℃，压力为100kPa，回流比3:1；脱轻塔塔板数80块，进料位置为塔节中部；

将105供入富集塔3，塔顶得到α-烯烃粗产品106，并得到脱除α-烯烃剩余馏分107。富集塔塔顶温度为205℃～215℃，回流比3:1；富集塔塔板数80块，由塔釜进料；

将富集塔塔顶得到的α-烯烃粗产品106供入含氧有机物脱除单元4，采用离心萃取6，将106和含水5wt％～10wt％的乙醇萃取剂12采用在离心机入口处设置的搅拌器混合后供入离心机，萃取剂12与α-烯烃粗产品106的比例为(0.5～2):1；

在分离因素为180g的离心机中，进行3级离心萃取操作；经离心机分离后的萃取剂15而通过水洗9将萃取剂中夹带的少量α-烯烃分离出来，得到从萃取剂中回收的α-烯烃产品18；进一步通过精馏10将水洗后的萃取剂16回收，其中精馏10所用精馏塔塔板数不少于40块，精馏塔塔顶温度78～80℃，回流比1:1，回收后的萃取剂可作为萃取剂重复利用；将上述通过水洗得到的少量的从萃取剂中回收的α-烯烃产品18与106混合重新进行萃取；

向萃取后的α-烯烃粗产品13中加入其质量0.2～5倍的脱盐水进行水洗7，在离心机中，经一次以上的混合分离后，得到经水洗的α-烯烃产品14；随后该α-烯烃产品进行吸附分离8，所述吸附分离的吸附剂采用13X分子筛，在40℃～60℃下进行吸附分离操作，得到脱除含氧有机物的α-烯烃108。

将脱除含氧有机物的α-烯烃108供入提纯塔进一步分离提纯，塔顶温度212℃～215℃，常压，回流比5:1，可得到提纯后的α-烯烃产品109，并得到提纯塔塔顶轻组分110和提纯塔塔釜重组分111，二者返回重新进行脱轻处理，从而可进一步提高α-烯烃产品的收率。提纯塔塔板数为40～80块，由塔中部进料，并由塔顶采出。

表5流股中的主要烃类组成和含量

	<C12烃	C12烯烃	其它C12	≥C13烃
					101	43.21	20.15	11.92	24.72
105	0.82	59.74	31.17	8.27
					106	0.41	78.94	18.02	2.63
108	0.12	80.12	16.23	3.53
					109	0.08	95.46	3.46	1.00

Claims (10)

1.一种从费托合成轻质油分离α-烯烃的方法，包括：

(1)将费托合成轻质油进行馏分切割得到窄馏分油和馏分切割塔釜油；

(2)将所述窄馏分油进行脱轻处理，得到脱除轻组分的馏分油和脱轻后的轻组分；

(3)将所述脱除轻组分的馏分油采用富集塔进行富集，得到α-烯烃粗产品和脱除α-烯烃剩余馏分，所述富集塔的塔板数不低于60块，塔顶温度为62～215℃；

(4)将所述α-烯烃粗产品进行含氧有机物脱除，得到脱除含氧有机物的α-烯烃产品；

(5)将所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品进行提纯，得到塔顶轻组分、塔釜重组分和α-烯烃产品。

2.如权利要求1所述的方法，其中，所述费托合成轻质油的馏程温度为0～500℃。

3.如权利要求1或2所述的方法，其中，所述馏分切割是在馏分切割塔中进行；

优选地，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数不低于20块；

优选地，将所述费托合成轻质油由所述馏分切割塔中下部和/或塔釜进料，并且从塔顶和/或侧线得到所述窄馏分油；

优选地，所述馏分切割的条件为：塔顶温度为63℃～220℃，压力为10kPa～100kPa，回流比10:1至1:10。

4.如权利要求1-3中任一项所述的方法，其中，所述脱轻处理是在脱轻塔中进行；

优选地，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数不低于40块；

优选地，所述窄馏分油的进料位置在所述脱轻塔中下部；

优选地，所述脱轻处理的条件为：塔顶温度为40℃～210℃，压力为10～100kPa，回流比10:1至1:10；

优选地，所述脱轻处理的压力为100kPa，按照待分离的所述α-烯烃的碳数，所述脱轻塔塔顶温度分别为：C6烯烃，40℃～60℃；C7烯烃，60℃～90℃；C8烯烃，80℃～120℃；C9烯烃，120℃～146℃；C10烯烃，140℃～169℃；C11烯烃，160℃～190℃；C12烯烃，180℃～210℃。

5.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其中，在步骤(3)中，将所述脱除轻组分的馏分油在所述富集塔中进行富集后，从所述富集塔塔顶分离得到α-烯烃粗产品；

优选地，所述富集塔塔板数为60～120块，回流比为10:1至1:10；

优选地，所述脱除轻组分的馏分油的进料位置为所述富集塔中下部或塔釜；

优选地，根据待分离的α-烯烃的碳数，所述富集塔塔顶温度分别控制在：C6烯烃，62℃～65℃；C7烯烃，90℃～95℃；C8烯烃，115℃～122℃；C9烯烃，140℃～147℃；C10烯烃，165℃～171℃；C11烯烃，185℃～193℃；C12烯烃，205℃～215℃。

6.如权利要求1-5中任一项所述的方法，其中，所述含氧有机物为C2～C20的醇、醛、酸、酯和酮有机物中的一种或多种；

优选地，通过对所述α-烯烃粗产品进行萃取来脱除所述含氧有机物；

优选地，对所述所述α-烯烃粗产品进行离心萃取来脱除含氧有机物；

优选地，所述萃取采用极性醇类萃取剂进行；

优选地，所述极性醇类萃取剂为甲醇、乙醇、乙二醇、异丁醇中的至少一种；

优选地，所述极性醇类萃取剂进一步含有水；优选地，所述极性醇类萃取剂中含有的水的量为0～100wt％；

优选地，所述极性醇类萃取剂与所述α-烯烃粗产品的质量比为(0.2～5):1；

优选地，所述离心萃取采用离心机进行，所述离心机的分离因素不低于50g；

优选地，所述离心萃取至少使用1级以上的离心萃取；

优选地，其中，在所述离心萃取后，经离心机分离得到的萃取剂通过水洗，并进一步通过精馏来回收极性醇类萃取剂。

7.如权利要求1-6中任一项所述的方法，其中，经步骤(4)所述的含氧有机物脱除后，进一步对得到的α-烯烃粗产品分离其含有的剩余萃取剂和含氧有机物；

优选地，采用吸附剂通过吸附分离方式来进一步对所述α-烯烃粗产品进行分离；

优选地，所述吸附剂为树脂、分子筛或硅酸镁中的一种或多种。

8.如权利要求1-7中任一项所述的方法，其中，步骤(5)所述的提纯是在提纯塔中进行；

优选地，所述提纯塔的塔板数为20～100块，塔顶温度为62℃～215℃，回流比为10:1至1:10；

优选地，所述脱除含氧有机物的α-烯烃产品由提纯塔中下部进料，并且所述α-烯烃产品由塔顶或塔顶侧线采出；

优选地，步骤(5)中得到的塔顶轻组分和塔釜重组分可返回至步骤(2)重新进行脱轻处理。

9.一种用于实施权利要求1-8中任一项所述的方法的系统，包括：以流体连通的方式依次连接的馏分切割塔、脱轻塔、富集塔、含氧有机物脱除单元以及提纯塔，其中，所述富集塔的塔板数不低于60块。

10.如权利要求9所述的系统，其中，所述馏分切割塔为连续或间歇精馏塔，塔板数不低于20块；

优选地，在所述馏分切割塔的中下部和/或塔釜设置进料口，并且在所述馏分切割塔的塔顶和/或侧线设置出料口；

优选地，所述脱轻塔为连续精馏塔，塔板数不低于40块；

优选地，所述脱轻塔的进料位置被设置在脱轻塔中下部；

优选地，所述富集塔塔板数为60～120块；

优选地，所述富集塔的进料位置为富集塔中下部或塔釜；

优选地，所述含氧有机物脱除单元为萃取装置；

优选地，所述含氧有机物脱除单元为离心机；

优选地，在所述离心机之前设置静态混合器、限流孔板和/或搅拌器；

优选地，所述提纯塔的塔板数为20～100块；

优选地，在所述提纯塔中下部设置进料口，并且在所述提纯塔塔顶或塔顶侧线处设置出料口。

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