TWI564289B - A method for producing paraffin wax and a paraffin making apparatus - Google Patents

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TWI564289B TW101136027A TW101136027A TWI564289B TW I564289 B TWI564289 B TW I564289B TW 101136027 A TW101136027 A TW 101136027A TW 101136027 A TW101136027 A TW 101136027A TW I564289 B TWI564289 B TW I564289B
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Jun-Ichi Sakamoto
Hiroyuki Hata
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Sumitomo Seika Chemicals
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Description

石蠟之製造方法及石蠟製造裝置
本發明係關於一種製造乙烷及丙烷等石蠟之方法及石蠟製造裝置。
作為低級烯烴之一例之丙烯係作為聚丙烯、丙烯腈等合成樹脂製品、合成橡膠製品之原料而眾所周知，但近年來，廣泛用於半導體電子材料領域。對於該用途，要求丙烯之純度更高。
於作為高純度化之原料所使用之以丙烯為主成分之原料氣體中，例如包含甲烷、乙烷、丙烷、異丁烷、正丁烷等作為雜質。作為自該原料氣體精製丙烯氣體之方法，例如眾所周知有膜分離、吸附分離、吸收分離等各種方法。其中，眾所周知有利用烯烴類對銀離子之吸附特性之膜分離、吸附分離、吸收分離之方法。
於專利文獻1中，記載有藉由使用有銀離子之膜分離之方法而分離精製烯烴之技術。根據專利文獻1所記載之技術，藉由使用摻雜有銀離子之分離膜，而自含有作為雜質之石蠟之烯烴原料分離精製烯烴。
於專利文獻2中，記載有藉由使用有銀離子之吸附分離之方法而分離精製烯烴之技術。根據專利文獻2所記載之技術，藉由使用於氧化鋁上擔載有銀離子之吸附劑，而自含有作為雜質之石蠟之烯烴原料分離精製烯烴。
於專利文獻3中，記載有藉由使用有銀離子之吸收分離 之方法而分離精製烯烴之技術。根據專利文獻3所記載之技術，藉由使用含有銀離子之吸收液，而自含有作為雜質之石蠟之烯烴原料分離精製烯烴。
又，已知使用銀離子所分離精製之烯烴中所含之主要雜質為石蠟，藉由烯烴之高純度化所獲得之高純度烯烴中殘留下來之雜質亦主要為石蠟。例如藉由專利文獻3所記載之方法而精製之丙烯中之主要雜質為丙烷(100莫耳ppm左右)，可獲得99.99莫耳%左右之高純度之丙烯。
另一方面，作為低級石蠟之一例之丙烷係用於作為下一代功率裝置材料之SiC之原料用途等半導體電子材料領域，以氫稀釋之丙烷氣體及丙烷之純氣體而使用。對於該用途，要求丙烷之純度更高。
於作為高純度丙烷之原料所使用之以丙烷為主成分之原料氣體中，例如高濃度地含有乙烷、丙烯、異丁烷、正丁烷作為雜質。作為自該原料氣體精製丙烷之方法，例如可列舉蒸餾或與上述烯烴精製同樣地膜分離、吸附分離、吸收分離之方法。例如，於專利文獻4中，記載有藉由蒸餾法而將丙烯與丙烷分離之方法。
[先前技術文獻] [專利文獻]
[專利文獻1]日本專利特開2001-321643號公報
[專利文獻2]美國專利US6468329 B2號
[專利文獻3]日本專利特表WO2009/110492號公報
[專利文獻4]日本專利特開2002-356448號公報
如專利文獻4所記載之技術，於藉由蒸餾法而將例如丙烯與丙烷進行分離之情形時，由於其等之沸點較相近(沸點差為4.9℃)，因此於其分離過程中必需以多階段進行反覆蒸餾。因此，必需有大規模之設備及設定精密之蒸餾條件，在實用化方面成為極大之障礙。即便於藉由蒸餾法而將碳數相同之烯烴與石蠟進行分離之情形時，亦會產生同樣之問題。
又，如專利文獻1~3所記載之技術，藉由使用有銀離子之膜分離、吸附分離、吸收分離之方法作為自含有烯烴、石蠟與其他雜質之原料氣體中分離精製烯烴之方法較為優異。然而，藉由使用有銀離子之膜分離、吸附分離、吸收分離之方法於自原料氣體分離精製石蠟之情形時，自原料氣體所分離之石蠟中容易殘留烯烴以外之其他雜質，以高純度精製石蠟時會有諸多問題。例如，於自含有甲烷、乙烷、丙烷、丙烯、異丁烷、正丁烷之原料氣體中藉由使用有銀離子之分離而精製丙烷之情形時，有雖然可分離去除丙烯，但殘留有甲烷、乙烷、異丁烷、正丁烷之問題。
因此，本發明之目的在於提供一種無需進行如蒸餾之繁雜之操作即可效率良好地製造高純度之石蠟的石蠟之製造方法及石蠟製造裝置。
本發明者著眼於藉由與銀離子接觸而與石蠟分離之高純 度之烯烴中所含之雖少量但主要之雜質係作為獲取目標物之石蠟。並且，本發明者發現藉由使上述高純度之烯烴進行氫化反應可無需雜質之石蠟之去除精製而獲得高產率且高純度之石蠟，從而完成本發明。
本發明係一種石蠟之製造方法，其特徵在於包括：分離回收步驟：藉由使含有烯烴作為主成分之原料烯烴與含有銀離子之分離體接觸而自原料烯烴將雜質分離而回收烯烴；及氫化步驟：使上述分離回收步驟中所回收之烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，藉此獲得石蠟。
又，於本發明之石蠟之製造方法中，較佳為上述分離體選自摻雜有銀離子之分離膜、擔載有銀離子之吸附劑及含有銀離子之吸收液。
又，於本發明之石蠟之製造方法中，較佳為上述吸收液為硝酸銀水溶液。
又，於本發明之石蠟之製造方法中，較佳為上述觸媒係含有選自鈀、銠、鉑、釕及鎳中之至少1種的觸媒。
又，於本發明之石蠟之製造方法中，較佳為上述原料烯烴中所含有之烯烴係碳數2或3之烯烴。
又，本發明之石蠟之製造方法較佳為進而包括預氫化步驟，其係作為上述分離回收步驟之前步驟者，且藉由使原料烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應而將原料烯烴中所含有之乙炔變為乙烯。
又，本發明係一種石蠟製造裝置，其特徵在於包含：分 離回收部，其係具有含有銀離子之分離體者，且藉由使含有烯烴作為主成分之原料烯烴與上述分離體接觸而自原料烯烴將雜質分離而回收烯烴；及 氫化部，其使藉由上述分離回收部所回收之烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，藉此獲得石蠟。
根據本發明，石蠟之製造方法包括分離回收步驟與氫化步驟。於分離回收步驟中，使含有作為雜質之石蠟之原料烯烴與含有銀離子之分離體接觸。作為原料烯烴之主成分之烯烴藉由與分離體中所含之銀離子接觸而形成錯合物。藉此可將未形成錯合物之石蠟自原料烯烴分離，可將烯烴以高純度品之形式而加以回收。於氫化步驟中，使分離回收步驟中所獲得之高純度烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應。如此，藉由使高純度烯烴進行氫化反應而可獲得高純度之石蠟。
又，根據本發明，分離回收步驟中所使用之分離體選自摻雜有銀離子之分離膜、擔載有銀離子之吸附劑及含有銀離子之吸收液。藉由使用此種分離體可效率良好地自原料烯烴分離回收烯烴。
又，根據本發明，作為分離體之吸收液為硝酸銀水溶液。與硝酸銀水溶液接觸之作為原料烯烴之主成分之烯烴效率良好地與銀離子形成錯合物。因此，作為原料烯烴之主成分之烯烴與其他石蠟等含有物之對於硝酸銀水溶液之溶解度之差變大，可更有效地分離回收對於硝酸銀水溶液 之溶解度較高之形成錯合物之烯烴。藉此，於分離回收步驟中可獲得高純度之烯烴，伴隨此，於氫化步驟中可獲得高純度之石蠟。
又，根據本發明，於氫化步驟中烯烴之氫化反應中所使用之觸媒係含有選自鈀、銠、鉑、釕及鎳中之至少1種的觸媒。藉由於此種觸媒之存在下進行烯烴之氫化反應，可提高氫化反應之效率，且可提高高純度石蠟之生產性。
又，根據本發明，作為原料烯烴之主成分之烯烴為碳數2或3之烯烴，即，為乙烯及丙烯。藉由使此種乙烯及丙烯於氫化步驟中進行氫化反應，可製造作為石蠟之乙烷及丙烷。
又，根據本發明，石蠟之製造方法進而包括作為分離回收步驟之前步驟之預氫化步驟。於該預氫化步驟中，藉由使原料烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，而將原料烯烴中所含有之乙炔變質成作為烯烴之乙烯。如此，藉由於分離回收步驟之前預先使原料烯烴中所含有之乙炔變質為烯烴，可於分離回收步驟中獲得高純度之烯烴。
又，根據本發明，石蠟製造裝置包括分離回收部與氫化部。分離回收部具有含有銀離子之分離體。作為原料烯烴之主成分之烯烴藉由與分離體中所含之銀離子接觸而形成錯合物，藉此可將未形成錯合物之石蠟自原料烯烴分離出石蠟，能夠以高純度回收烯烴。氫化部使藉由分離回收部所回收之高純度烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應。如此，藉由使高純度烯烴進行氫化反應，可獲得高純 度之石蠟。
本發明之目的、特色及優勢會由下述詳細之說明與圖式而更明確。
以下，參考圖式詳細地說明本發明之較佳之實施形態。
圖1係表示本發明之第1實施形態之石蠟製造裝置100之構成的圖。石蠟製造裝置100構成為包括分離回收部1與氫化部2。又，石蠟製造裝置100實現本發明之石蠟之製造方法，分離回收部1執行分離回收步驟，氫化部2執行氫化步驟。
分離回收部1藉由使含有烯烴作為主成分之原料烯烴(以下，稱作「原料氣體」)與含有銀離子之分離體接觸，而自原料氣體將雜質分離而回收烯烴。作為上述分離體，可列舉：摻雜有銀離子之分離膜、擔載有銀離子之吸附劑及含有銀離子之吸收液。以下，以使用含有銀離子之吸收液作為分離體之情形作為例子進行說明。
分離回收部1構成為包含：原料缸11、吸收塔13、放射塔14、第1除霧器15、第2除霧器16及脫水塔18。
原料缸11係填充有含有烯烴作為主成分之原料氣體之缸，以高壓條件裝入有原料氣體。
作為原料氣體中之主成分之烯烴，可列舉：乙烯、丙烯、環丙烯、1-丁烯、2-丁烯、異丁烯、環丁烯、1-甲基環丙烯、2-甲基環丙烯、亞甲基環丙烷、異丁烯、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、環戊烯、2-甲基-1-丁烯、1-戊烯、2- 戊烯、2-甲基-2-丁烯、1,4-戊二烯、1,3-戊二烯、環戊烯、亞甲基環丁烷、乙烯基環丙烷、3-甲基-1,2-丁二烯、1,2-戊二烯、異戊二烯、2,3-戊二烯、1-己烯、2-己烯、3-己烯、4-甲基-2-戊烯、4-甲基-1-戊烯、3,3-二甲基-1-丁烯、2-甲基-戊烯、2,3-二甲基-1-丁烯、2,3-二甲基-2-丁烯、2-甲基-2-戊烯、3-甲基-1-戊烯、3-甲基-2-戊烯、3-甲基-2-戊烯、4-甲基-2-戊烯、2-乙基-1-丁烯、1,5-己二烯、1,4-己二烯、2,4-己二烯、2-甲基-1,3-戊二烯、2-甲基-1,4-戊二烯、3-甲基-1,3-戊二烯、4-甲基-1,3-戊二烯、2,3-二甲基-1,3-丁二烯、環己烯、1,3-己二烯、2,4-己二烯、1-甲基-1-環戊烯、3-甲基-1,3-戊二烯、3-甲基-1,4-戊二烯、亞甲基環戊烷等。
本發明於使用含有上述烯烴中碳數2或3之烯烴(乙烯、丙烯等)作為主成分之原料氣體之情形時尤其有效。於使用含有碳數2或3之烯烴作為主成分之原料氣體之情形時，本實施形態之石蠟製造裝置100會製造碳數2或3之石蠟。
自原料缸11所導出之原料氣體係連續地導入至吸收塔13中。於原料缸11與吸收塔13之間連接有設置有第1流量調整器12之原料氣體導入管191。自原料缸11所導出之原料氣體藉由第1流量調整器12而控制為特定之流量從而流過原料氣體導入管191內，並導入至吸收塔13中。導入至吸收塔13中之原料氣體之流量例如每1 m2吸收塔13之塔剖面面積為1~100 L/sec，若為實驗室規模則為40~4000 mL/min。
再者，於原料缸11與吸收塔13之間，亦可配置預氫化部(未圖示)。該預氫化部執行本發明之石蠟之製造方法中之預氫化步驟。預氫化部藉由使自原料缸11所導出之原料氣體於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，而使原料氣體中所含有之乙炔變質成作為烯烴之乙烯。如此，藉由於導入至吸收塔13中之前預先使原料氣體中所含有之乙炔變質為烯烴，可於分離回收部1中獲得高純度之烯烴。又，藉由預先使原料氣體中所含有之乙炔變質為烯烴，可防止吸收塔13內所貯存之含有銀離子之吸收液中蓄積有爆炸性之乙炔銀。
作為藉由預氫化部之選擇性地氫化以使乙炔不變質為乙烷之方式使其變質為乙烯之氫化方法，例如可列舉日本專利特公平3-63431號公報所記載之使用選擇性氫化用觸媒(Pd/Al2O3觸媒)之方法。
吸收塔13係形成為中空筒狀之密閉容器，其內部空間貯存有包含含銀離子溶液之吸收液。該吸收液例如為製備成特定之濃度之硝酸銀水溶液。原料氣體導入管191之一端部於吸收塔13之下部於吸收液中打開。自原料缸11導出而朝向吸收塔13流過原料氣體導入管191內之原料氣體自原料氣體導入管191之上述一端部流入吸收液中。以此方式，原料氣體與含有銀離子之吸收液接觸。與吸收液接觸之原料氣體被吸收液吸收。由於作為原料氣體中之主成分之烯烴對於吸收液之溶解度與原料氣體中之雜質(例如石蠟)對於吸收液之溶解度相比相當地大，因此烯烴優先地 被吸收液吸收。
關於吸收塔13內之吸收液(例如硝酸銀水溶液)，濃度較高者由於每單位體積‧單位時間之烯烴之吸收量變多故而較佳。就實用性上之觀點而言，於烯烴為丙烯之情形時，較佳為將硝酸銀水溶液之濃度設為例如1~6 mol/L之範圍內，更佳為設為3~5 mol/L之範圍內。關於硝酸銀水溶液之溫度，低溫者由於烯烴之吸收量變多而較為有利，較佳設為例如0~60℃之範圍內，更佳設為0~40℃之範圍內。關於吸收塔13之內部壓力，於一定範圍內高壓者由於烯烴之吸收量變多故而較佳。就實用性上之觀點而言，將吸收塔13之內部壓力設為例如0.1~0.8 MPa(錶壓：以下記為「(G)」)。
又，於吸收塔13中，第1吸收液導出管192與第1氣體導出管194連接。第1吸收液導出管192之一端部於吸收塔13之下部於吸收液中打開，係用以將吸收塔13內之吸收液(以下，將吸收有原料氣體之吸收液稱作「原料氣體吸收液」)向塔外導出之配管。該第1吸收液導出管192之另一端部與吸收液導入管193連接。藉由流量控制閥192A將自吸收塔13所導出而流過第1吸收液導出管192內之原料氣體吸收液調整為特定之流量，經由吸收液導入管193導入至下述之放射塔14中。
第1氣體導出管194連接於吸收塔13之上部，係用以將吸收塔13內所貯存之未被吸收液吸收之氣體(非吸收氣體)向塔外導出之配管。該第1氣體導出管194之一端部連接於吸 收塔13之上部，另一端部連接於下述之第1除霧器15。自吸收塔13所導出而流過第1氣體導出管194內之非吸收氣體導入至第1除霧器15中。
作為以上述之方式所構成之吸收塔13，例如可採用公知之泡罩塔、填充塔、濕壁塔、噴霧塔、洗滌器、層板塔等。又，於吸收塔13中，安裝有用以將吸收塔13內所貯存之吸收液維持為所需之溫度之溫度調整裝置。該溫度調整裝置使例如包含氣體或液體之調溫介質流經設置於吸收塔13之周圍之套管。
自吸收塔13所導出之原料氣體吸收液根據吸收塔13之內部壓力與放射塔14之內部壓力之壓力差而經由吸收液導入管193而導入至放射塔14中。再者，於上述壓力差較小之情形時，亦可使用泵移送原料氣體吸收液。導入至放射塔14中之原料氣體吸收液之流量藉由流量控制閥192A進行調整，例如每1 m2放射塔14之塔剖面面積為0.1~10 L/sec，若為實驗室規模則為5~500 mL/min。
放射塔14係形成為中空筒狀之密閉容器，其內部空間中可收容特定量之原料氣體吸收液。該放射塔14使其內部空間中所收容之原料氣體吸收液中所含之氣體成分放射。就效率良好地放射該氣體成分之觀點而言，較佳為使放射塔14之內部溫度高於吸收塔13，使內部壓力低於吸收塔13。放射塔14內之原料氣體吸收液之溫度於烯烴為丙烯之情形時，較佳為例如10~70℃，更佳為20~70℃。放射塔14之內部壓力於烯烴為丙烯之情形時，較佳為例如-0.09~0.3 MPa(G)，更佳為0~0.3 MPa(G)。
又，於放射塔14中，第2氣體導出管195與第2吸收液導出管196連接。第2氣體導出管195連接於放射塔14之上部，係用以將自原料氣體吸收液所放射之氣體成分(以下，稱作「放射氣體」)向塔外導出之配管。該第2氣體導出管195之一端部連接於放射塔14之上部，另一端部連接於下述之第2除霧器16。自放射塔14所導出而流過第2氣體導出管195內之放射氣體導入至第2除霧器16中。
第2吸收液導出管196之一端部於放射塔14之下部於原料氣體吸收液中打開，係用以將放射塔14內之原料氣體吸收液(氣體成分經放射之吸收液，以下稱作「氣體成分放射吸收液」)向塔外導出之配管。該第2吸收液導出管196之另一端部經由泵17連接於吸收塔13之第1氣體導出管194之中間部分。自放射塔14所導出而流過第2吸收液導出管196內之氣體成分放射吸收液藉由泵17而送液，經由第1氣體導出管194返回至吸收塔13內。
作為以上述方式所構成之放射塔14，較佳為能使原料氣體吸收液經液分散之構成者，例如，可採用公知之填充塔、噴霧塔等。又，於放射塔14中，安裝有用以將放射塔14內所收容之原料氣體吸收液維持為所需之溫度之溫度調整裝置。
自吸收塔13所導出而流過第1氣體導出管194內之非吸收氣體導入至第1除霧器15中。第1除霧器15將自吸收塔13所導出之非吸收氣體中所含之霧進行分離。於第1除霧器15 中，連接有用以將通過該第1除霧器15之氣體導入至裝置外部之氣體排出管197。於氣體排出管197中，設置有第1壓力計197A及第1背壓閥197B。第1背壓閥197B以吸收塔13之內部成為特定之壓力之方式控制開度。
自放射塔14所導出而流過第2氣體導出管195內之放射氣體導入至第2除霧器16中。由於導入至第2除霧器16中之放射氣體係自於吸收塔13中原料氣體中之烯烴優先地經吸收之原料氣體吸收液所放射者，因此烯烴濃度高於原料氣體。第2除霧器16將自放射塔14所導出之放射氣體中所含之霧進行分離。於第2除霧器16中，連接有用以將通過該第2除霧器16之氣體導入至脫水塔18中之第3氣體導出管198。於第3氣體導出管198中，設置有第2壓力計198A及第2背壓閥198B。第2背壓閥198B以放射塔14之內部成為特定之壓力之方式控制開度。
脫水塔18將自第2除霧器16所導出之自放射氣體將霧去除之氣體(較原料氣體烯烴濃度高濃度化之氣體，以下稱作「高濃度烯烴氣體」)中所含之水分去除。於脫水塔18中填充有吸附水分之吸附劑。作為此種吸附劑，可列舉：矽膠、氧化鋁及沸石等，作為沸石，可列舉：分子篩3A、分子篩4A及分子篩13X等。於脫水塔18中水分經吸附去除之高濃度烯烴氣體為下述之供給至氫化部2中者，成為原料氣體中所含有之雜質經低濃度化，且烯烴經高濃度化之高純度烯烴。此種高純度烯烴經由連接於脫水塔18之精製烯烴導出管199而導入至氫化部2中。
根據如以上之構成為包含原料缸11、吸收塔13、放射塔14、第1除霧器15、第2除霧器16及脫水塔18之分離回收部1，於吸收塔13內，若原料氣體自原料缸11經由原料氣體導入管191而導入，則該原料氣體與吸收液接觸，依序被吸收液吸收。由於烯烴對於吸收液之溶解度與原料氣體中之雜質對於吸收液之溶解度相比相當地大，因此作為原料氣體中之主成分之烯烴優先地被吸收液吸收。因此，原料氣體一邊被吸收至吸收液中一邊上升，隨之，該氣體中一方面烯烴濃度降低，另一方面雜質濃度上升。
另一方面，關於吸收塔13內之吸收液，一面於吸收塔13內吸收有原料氣體之吸收液(原料氣體吸收液)自吸收塔13之下部經由第1吸收液導出管192以特定流量向吸收塔13外流出，一面於放射塔14內將氣體成分放射之吸收液(氣體成分放射吸收液)藉由泵17而送液，經由第1氣體導出管194自吸收塔13之上部返回至吸收塔13內。藉此，於吸收塔13內之吸收液中，會產生向下之水流。因此，自原料氣體導入管191導入至吸收塔13內之原料氣體於吸收塔13內與向下流動之吸收液對流接觸，藉由該接觸，未被吸收液吸收之非吸收氣體向吸收塔13之上部空間吹出。該非吸收氣體經由第1氣體導出管194而送至第1除霧器15中，將液體成分進行分離去除之後，經由氣體排出管197作為逸氣而排出至系統外。另一方面，藉由第1除霧器15所分離之液體成分變為液滴而通過第1氣體導出管194落下，返回至吸收塔13內。
以此方式，於吸收塔13中，一方面經連續供給之原料氣體藉由與吸收液接觸而使該原料氣體中之烯烴優先地被吸收液吸收，另一方面非吸收氣體排出至塔外。
於放射塔14內，自吸收塔13所導出之原料氣體吸收液中之氣體成分經放射。自原料氣體吸收液所放射之放射氣體經由第2氣體導出管195而送至第2除霧器16中，將液成分去除之後，經由第3氣體導出管198送至脫水塔18中而吸附去除水分，從而作為高純度烯烴而供給至氫化部2中。
於放射塔14內，氣體成分經放射之吸收液通過第2吸收液導出管196而藉由泵17向第1氣體導出管194送出，其後，落下至吸收塔13內。此時，使藉由泵17而送出之吸收液之流量與自吸收塔13向放射塔14流入之吸收液之流量為相同程度。藉此，吸收塔13內之吸收液與放射塔14內之吸收液相互平衡而循環。
以此方式，於放射塔14中，以特定流量連續流入之吸收液之氣體成分會放射，並且放射氣體導出至塔外，經由脫水塔18作為高純度烯烴會供給至氫化部2中。
氫化部2係使自分離回收部1所導出之高純度烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，從而獲得高純度之石蠟之機構。氫化部2構成為包含氫缸22、氫化反應器24及回收容器25。
自分離回收部1之脫水塔18所導出而流過精製烯烴導出管199內之高純度烯烴藉由第2流量調整器21而調整為特定之流量，流過精製烯烴供給管261內，經由混合配管263而 連續地導入至下述之氫化反應器24中。導入至氫化反應器24中之高純度烯烴較佳為將空間速度SV(Space Velocicy)調整為10~10000/h，特佳為調整為200~10000/h。
氫缸22係填充有氫氣之缸，以高壓條件裝入有氫氣。氫氣之純度為99~99.99999莫耳%，較佳為99.99999莫耳%。若用於高純度烯烴之氫化反應之氫氣之純度較低，則於所獲得之石蠟與氫之混合氣體中，其他雜質濃度變高。自氫缸22所導出之氫氣藉由第3流量調整器23而調整為特定之流量，流過氫供給管262內，經由混合配管263而連續地導入至氫化反應器24中。導入至氫化反應器24中之氫氣之流量較佳為將空間速度SV調整為10~10000/h，特佳為調整為200~10000/h。
流過精製烯烴供給管261內之高純度烯烴與流過氫供給管262內之氫氣於混合配管263內進行混合而導入至氫化反應器24內。
氫化反應器24係形成為中空筒狀之密閉容器，其內部空間內填充有觸媒。又，於氫化反應器24中，安裝有用以將氫化反應器24內維持為所需之溫度之溫度調整裝置。於氫化反應器24內，藉由分離回收部1所精製之高純度烯烴於觸媒存在下與氫氣接觸而進行氫化反應，從而生成高純度之石蠟。
例如，於自原料缸11所導出之原料氣體為以丙烯為主成分之氣體之情形時，其原料氣體中，含有氧、氮、二氧化碳、一氧化碳、甲烷、乙烷、丙烷、乙烯、乙炔、異丁 烷、正丁烷、1,3-丁二烯等作為雜質。於不藉由分離回收部1將此種以丙烯為主成分之原料氣體(以下，稱作「粗丙烯」)進行精製而直接導入至氫化部2中進行氫化反應，生成作為丙烯之氫化物之丙烷之情形時，有引起源自粗丙烯中所含之雜質之下述式(1)之轉化反應，下述式(2)之氧化反應，下述式(3)、(4)之氫化反應等副反應之可能性。
[化1]CO2+H2 → H2O+CO………(1)
[化2]C3H8+5O2 → 3CO2+4H2O………(2)
[化3]C2H4+H2 → C2H6………(3)
[化4]CH2CHCHCH2+2H2 → CH3CH2CH2CH3………(4)
於引起式(1)之轉化反應之情形時，作為所需之生成物之丙烷(C3H8)以外之雜質增加。於引起式(2)之氧化反應之情形時，作為所需之生成物之丙烷(C3H8)之產率降低或其他雜質增加。於引起式(3)、(4)之氫化反應之情形時，作為所需之生成物之丙烷(C3H8)以外之雜質石蠟增加。
即，於不藉由分離回收部1將自原料缸11所導出之原料氣體進行精製而直接導入至氫化部2中進行氫化反應之情形時，由於源自原料氣體中所含之雜質之副反應之影響，而無法生成高純度之石蠟。
與此相對，於本實施形態之石蠟製造裝置100中，使藉 由分離回收部1所精製之高純度烯烴於氫化反應器24內進行氫化反應。藉由分離回收部1所精製之高純度烯烴(烯烴為丙烯之情形)之雜質濃度為例如：氧為1莫耳ppm以下，氮為5莫耳ppm以下，二氧化碳為1莫耳ppm以下，丙烷為100莫耳ppm以下。
於本實施形態中，由於將如上述之雜質濃度極低之高純度烯烴於氫化反應器24內進行氫化反應，因此可抑制源自雜質之副反應之影響，藉此可生成高純度之石蠟。
作為氫化反應器24內所填充之觸媒，若為還原觸媒則無特別限定，例如較佳為含有選自鈀(Pd)、銠(Rh)、鉑(Pt)、釕(Ru)及鎳(Ni)中之至少1種之觸媒，特佳為含有鈀(Pd)之觸媒。藉由於此種觸媒之存在下進行高純度烯烴之氫化反應，可提高氫化反應之效率，且可提高高純度之石蠟之生產性。
再者，亦能夠以混合之狀態將氧化鋁球或陶瓷球等與觸媒填充於氫化反應器24內。由於藉此可抑制伴隨氫化反應器24內之氫化反應之發熱，因此可將反應溫度保持為固定。
又，於氫化反應器24內，高純度烯烴及氫氣之空間速度SV較佳為10~100000/h，特佳為200~10000/h。於空間速度SV過小之情形時，所使用之觸媒量變多而成本提高。於空間速度SV過大之情形時，有無法進行充分之氫化以使烯烴變質為石蠟之虞。
又，於氫化反應器24內，高純度烯烴與氫氣之莫耳比較 佳為高純度烯烴/氫=1/1~1/100，特佳為1/1.1~1/10。於氫相對於高純度烯烴之莫耳比過小之情形時，有使烯烴變質為石蠟之氫化無法充分地進行之虞。於氫相對於高純度烯烴之莫耳比過大之情形時，所生成之石蠟中會過多地殘留未反應之氫氣。
又，氫化反應器24內之溫度較佳為0~700℃，特佳為50~200℃。於溫度過低之情形時，使用觸媒之氫化反應不易進行。又，於溫度過高之情形時，不但用以將氫化反應時之溫度保持為固定之設備成本會增加，亦有引起烯烴分解之虞。
又，氫化反應器24內之壓力較佳為0.0~2.0 MPa(G)，特佳為0.0~0.5 MPa(G)。雖然氫化反應有通常於高壓條件下會促進之傾向，但於壓力過高之情形時，會較多地產生反應熱而成為使反應溫度穩定之障礙。又，於壓力過高之情形時，必需有高壓用壓縮機等設備，有成本提高之問題。
本實施形態之氫化反應器24可藉由使藉由分離回收部1所精製之高純度烯烴於觸媒存在下與氫氣接觸而進行氫化反應，從而生成高純度石蠟。
於氫化反應器24內藉由高純度烯烴之氫化反應所生成之高純度石蠟與氫氣一併經由精製石蠟導出管264而送出至回收容器25中，收容於回收容器25內。該回收容器25內所收容之高純度石蠟係與氫之混合物。又，於精製石蠟導出管264中設置有第3壓力計264A及第3背壓閥264B。第3背壓閥264B以氫化反應器24之內部成為特定之壓力之方式控 制開度。
如以上所述，本實施形態之石蠟製造裝置100藉由氫化部2使藉由分離回收部1所精製之高純度烯烴於觸媒存在下與氫氣接觸而進行氫化反應，藉此無需如蒸餾之繁雜之操作即可效率良好地獲得高純度之石蠟。
圖2係表示本發明之第2實施形態之石蠟製造裝置300之構成的圖。本實施形態之石蠟製造裝置300類似於上述之石蠟製造裝置100，對應之部分標附相同之參照符號而省略說明。於石蠟製造裝置300中，氫化部301之構成不同於上述石蠟製造裝置100之氫化部2。該石蠟製造裝置300雖然與石蠟製造裝置100同樣地具備分離回收部1，但於圖2中省略分離回收部1。
石蠟製造裝置300之氫化部301除進而具備氫分離裝置302以外，與石蠟製造裝置100之氫化部2相同。
氫分離裝置302係用以自氫化反應器24所導出之高純度石蠟與氫之混合物將氫進行分離去除之裝置。又，氫分離裝置302除氫以外亦可去除氮、氧等低沸點氣體。作為此種氫分離裝置302，可列舉藉由將混合物進行分凝而自混合物將氫進行分離去除之冷凝器或藉由使用氫分離膜而自混合物將氫進行分離去除之氫分離膜裝置等。
藉由氫分離裝置302將氫分離去除之高純度石蠟自氫分離裝置302之下部經由精製石蠟導出管303而送出至回收容器25中，收容於回收容器25內。
又，於氫分離裝置302中，連接有氫導出管304。氫導出 管304連接於氫分離裝置302之上部，係用以將自高純度石蠟與氫之混合物所分離出之氫氣向裝置外導出之配管。氫導出管304之一端部連接於氫分離裝置302之上部，另一端部連接於用以將高純度烯烴導入至氫化反應器24中之精製烯烴供給管261之中間部分。
自氫分離裝置302所導出而流過氫導出管304內之氫氣經由精製烯烴供給管261返回至氫化反應器24內，可用作氫化反應器24內之氫化反應之氫源。再者，自混合物所分離出之氫氣亦可不如上述般地返回至氫化反應器24內而排氣至系統外。
[實施例]
以下，基於實施例進一步詳細地說明本發明，但本發明並不僅限定於該實施例。
(實施例1) <高純度烯烴之製造>
作為原料氣體，使用以丙烯為主成分之粗丙烯(丙烯濃度為99.5莫耳%，丙烷濃度為0.5莫耳%，三井化學公司製造)。以流量663 mL/min將該粗丙烯供給至使用硝酸銀水溶液作為吸收液之圖1所示之分離回收部1中而進行精製。具體而言，作為包含泡罩塔之吸收塔13及放射塔14，分別使用不鏽鋼製之圓筒管(內徑54.9 mm×高500 mm，體積1185 mL)。於吸收塔13中貯存有735 mL(吸收液之液面高度為310 mm)5 mol/L之硝酸銀水溶液，於放射塔14中貯存有355 mL(吸收液之液面高度為150 mm)同樣濃度之硝酸銀 水溶液。
作為吸收塔13中之條件，將內部壓力設為0.5 MPa(G)，將內部溫度設為25℃。作為放射塔14中之條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為25℃。使吸收塔13及放射塔14中所貯存之硝酸銀水溶液以流量成為25 mL/min之方式循環。於放射塔14中，放射氣體(精製丙烯氣體)以637 mL/min而導出，回收率為96.1莫耳%。又，於吸收塔13中，非吸收氣體以26 mL/min而排出，排出率為3.9莫耳%。
藉由氣體層析儀(FID，Flame Ionization Detector，火焰離子偵測器)分析藉由分離回收部1所獲得之丙烯氣體之純度，純度為99.99莫耳%，作為主要之雜質之丙烷之雜質濃度為56莫耳ppm。
<石蠟之生成>
將藉由分離回收部1所獲得之高純度丙烯氣體以流量40 mL/min供給至圖1所示之氫化部2之氫化反應器24中。又，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min自氫缸22供給至氫化反應器24中。作為氫化反應器24，使用不鏽鋼製之圓筒管(內徑12.4 mm×高50 mm)。於氫化反應器24中，填充有6 mL之Pd(0.5重量%)/Al2O3觸媒(N1182AZ，日揮觸媒化成製造)。作為氫化反應器24中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為150℃。
自氫化反應器24所導出之生成氣體係丙烷氣體與氫氣之混合氣體(丙烷/氫之莫耳比=2/1)，藉由氣相層析儀(FID)對 作為其生成氣體中之主要雜質之丙烯之雜質濃度進行分析，為1莫耳ppm以下。
如以上所述，於實施例1中，將丙烯濃度99.5莫耳%、丙烷濃度0.5莫耳%之粗丙烯作為原料，可獲得丙烯濃度為1莫耳ppm以下之高純度丙烷。
(實施例2) <高純度烯烴之製造>
作為原料氣體，使用以乙烯為主成分之粗乙烯(乙烯濃度99.4莫耳%，乙烷濃度0.6莫耳%，日本Fine-gas公司製造)。將該粗乙烯以流量800 mL/min供給至使用硝酸銀水溶液作為吸收液之圖1所示之分離回收部1中而進行精製。於吸收塔13中貯存有237 mL(吸收液之液面高度為100 mm)3 mol/L之硝酸銀水溶液，於放射塔14中貯存有355 mL(吸收液之液面高度為150 mm)同樣濃度之硝酸銀水溶液。
作為吸收塔13中之條件，將內部壓力設為0.5 MPa(G)，將內部溫度設為25℃。作為放射塔14中之條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為40℃。吸收塔13及放射塔14中所貯存之硝酸銀水溶液以流量成為25 mL/min之方式循環。於放射塔14中，放射氣體(精製乙烯氣體)以760 mL/min而導出，回收率為95.0莫耳%。又，於吸收塔13中，非吸收氣體以40 mL/min而排出，排出率為5.0莫耳%。
藉由氣相層析儀(FID)分析藉由分離回收部1所獲得之乙 烯氣體之純度，純度為99.99莫耳%，作為主要之雜質之乙烷之雜質濃度為33莫耳ppm。
<石蠟之生成>
將藉由分離回收部1所獲得之高純度乙烯氣體以流量40 mL/min供給至圖1所示之氫化部2之氫化反應器24中。又，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min自氫缸22供給至氫化反應器24中。於氫化反應器24中，填充有12 mL之Rh(0.5重量%)/Al2O3觸媒(Aldrich公司製造)。作為氫化反應器24中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為130℃。
自氫化反應器24所導出之生成氣體係乙烷氣體與氫氣之混合氣體(乙烷/氫之莫耳比=2/1)，藉由氣相層析儀(FID)對作為其生成氣體中之主要雜質之乙烯之雜質濃度進行分析，為1莫耳ppm以下。
如以上所述，於實施例2中，將乙烯濃度99.4莫耳%、乙烷濃度0.6莫耳%之粗乙烯作為原料可獲得乙烯濃度為1莫耳ppm以下之高純度乙烷。
(實施例3) <高純度烯烴之製造>
作為分離回收部之分離體，使用摻雜有銀離子之分離膜。該分離膜具體而言，係以銀離子交換磺酸型全氟系陽離子交換膜而成者。將磺酸型全氟系陽離子交換膜於濃度1 mol/L之硝酸銀水溶液中浸漬24小時以上，交換抗衡離子。除掉膜表面所附著之溶液之後，於25℃下自然乾燥24 小時而製作經銀離子交換之磺酸型全氟系陽離子膜。使用該銀離子交換膜進行膜分離。膜分離裝置使用廣為人知之通常之裝置。
作為原料氣體，使用以丙烯為主成分之粗丙烯(丙烯濃度99.5莫耳%，丙烷濃度0.5莫耳%，三井化學公司製造)。藉由膜分離之粗丙烯之精製以並流進行。使粗丙烯以流量200 mL/min連續地流至銀離子交換膜，將膜內外之差壓保持為0.4 MPa而使膜分離裝置運行。
藉由氣相層析儀(FID)對作為藉由膜分離裝置所獲得之丙烯氣體中之主要雜質之丙烷之雜質濃度進行分析，為800莫耳ppm。又，銀離子交換膜之分離係數α為5.8。
<石蠟之生成>
將藉由膜分離裝置所獲得之高純度丙烯氣體以流量40 mL/min供給至圖1所示之氫化部2之氫化反應器24中。又，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min自氫缸22供給至氫化反應器24中。作為氫化反應器24，使用不鏽鋼製之圓筒管(內徑12.4 mm×高50 mm)。於氫化反應器24中，填充有6 mL之Pd(0.5重量%)/Al2O3觸媒(N1182AZ，日揮觸媒化成製造)。作為氫化反應器24中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.0 MPa(G)，將內部溫度設為170℃。
自氫化反應器24所導出之生成氣體係丙烷氣體與氫氣之混合氣體(丙烷/氫之莫耳比=2/1)，藉由氣相層析儀(FID)對作為其生成氣體中之主要雜質之丙烯之雜質濃度進行分析，為1莫耳ppm以下。
如以上所述，於實施例3中，將丙烯濃度99.5莫耳%、丙烷濃度0.5莫耳%之粗丙烯作為原料，可獲得丙烯濃度為1莫耳ppm以下之高純度丙烷。
(實施例4) <高純度烯烴之製造>
作為分離回收部之分離體，使用擔載有銀離子之吸附劑。該吸附劑具體而言係將24重量%硝酸銀含浸於Y型沸石(320HOA，Tosoh公司製造)而成之吸附劑。將於吸附塔(20A×300 mm)中填充有該吸附劑之裝置作為分離回收部。
作為原料氣體，使用以丙烯為主成分之粗丙烯(丙烯濃度99.5莫耳%，丙烷濃度0.5莫耳%，三井化學公司製造)。吸附分離操作如下所述進行。於吸附步驟中，將粗丙烯供給至吸附塔中而使其失效之後，進而以150 mL/min通氣15分鐘。其後，將自吸附塔所導出之丙烯氣體於減壓(~10 mmHg)下加以回收。
藉由氣相層析儀(FID)對作為藉由吸附分離操作所獲得之丙烯氣體中之主要雜質之丙烷之雜質濃度進行分析，為110莫耳ppm。
<石蠟之生成>
將藉由吸附分離操作所獲得之高純度丙烯氣體以流量40 mL/min供給至圖1所示之氫化部2之氫化反應器24中。又，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min自氫缸22供給至氫化反應器24中。作為氫化反應器24，使用不鏽鋼製之圓筒管(內徑12.4 mm×高100 mm)。於氫化反應器24中， 填充有6 mL之Rh(0.5重量%)/Al2O3觸媒(Aldrich公司製造)與6 mL直徑為2 mm之氧化鋁球(HD-2，住友化學製造)之混合物。作為氫化反應器24中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.2 MPa(G)，將內部溫度設為200℃。
自氫化反應器24所導出之生成氣體係丙烷氣體與氫氣之混合氣體(丙烷/氫之莫耳比=2/1)，藉由氣相層析儀(FID)對作為其生成氣體中之主要雜質之丙烯之雜質濃度進行分析，為1莫耳ppm以下。
如以上所述，於實施例4中，將丙烯濃度99.5莫耳%、丙烷濃度0.5莫耳%之粗丙烯作為原料，可獲得丙烯濃度為1莫耳ppm以下之高純度丙烷。
(實施例5) <高純度烯烴之製造>
使用於原料缸11與分離回收部1之間配置有預氫化部之石蠟製造裝置。預氫化部使含有5莫耳ppm之乙炔作為雜質之粗乙烯(乙烯濃度99.4莫耳%、乙烷濃度0.6莫耳%)選擇性地進行氫化反應。作為預氫化部，具體而言，使用於不鏽鋼製之圓筒管(內徑12.4 mm×高50 mm)中填充有6 mL之Pd(0.5重量%)/Al2O3觸媒(N1182AZ，日揮觸媒化成製造)者。
將粗乙烯氣體以流量40 mL/min供給至該預氫化部中，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min供給至該預氫化部中。作為預氫化部中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.0 MPa(G)，將內部溫度設為100℃。自預氫化部所 導出之生成氣體(乙烯氣體)中未檢測出乙炔。
將以如上之方式去除乙炔之乙烯氣體以流量800 mL/min供給至使用硝酸銀水溶液作為吸收液之圖1所示之分離回收部1中而進行精製。於吸收塔13中貯存有237 mL(吸收液之液面高度為100 mm)3 mol/L之硝酸銀水溶液，於放射塔14中貯存有355 mL(吸收液之液面高度為150 mm)同樣濃度之硝酸銀水溶液。
作為吸收塔13中之條件，將內部壓力設為0.5 MPa(G)，將內部溫度設為25℃。作為放射塔14中之條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為40℃。使吸收塔13及放射塔14中所貯存之硝酸銀水溶液以流量成為25 mL/min之方式循環。於放射塔14中，放射氣體(精製乙烯氣體)以760 mL/min而導出，回收率為95.0莫耳%。又，於吸收塔13中，非吸收氣體以40 mL/min而排出，排出率為5.0莫耳%。
藉由氣相層析儀(FID)對分離回收部1所獲得之乙烯氣體之純度進行分析，純度為99.99莫耳%，作為主要雜質之乙烷之雜質濃度為33莫耳ppm。
<石蠟之生成>
將藉由分離回收部1所獲得之高純度乙烯氣體以流量40 mL/min供給至圖1所示之氫化部2之氫化反應器24中。又，將純度99.9999莫耳%之氫氣以流量60 mL/min自氫缸22供給至氫化反應器24中。於氫化反應器24中，填充有12 mL之Rh(0.5重量%)/Al2O3觸媒(Aldrich公司製造)。作為氫化 反應器24中之氫化反應條件，將內部壓力設為0.1 MPa(G)，將內部溫度設為130℃。
自氫化反應器24所導出之生成氣體係乙烷氣體與氫氣之混合氣體(乙烷/氫之莫耳比=2/1)，藉由氣相層析儀(FID)對作為其生成氣體中之主要雜質之乙烯之雜質濃度進行分析，為1莫耳ppm以下。
如以上所述，於實施例5中，將乙烯濃度99.4莫耳%、乙烷濃度0.6莫耳%之粗乙烯作為原料，可獲得乙烯濃度為1莫耳ppm以下之高純度乙烷。
本發明可於不脫離其精神或主要特徵之情況下，以其他各種形態而實施。因此，上述實施形態就所有方面而言僅為例示，本發明之範圍係於申請專利範圍中所示者，說明書本文中不做任何限制。進而，屬於申請專利範圍之變形或變更均為本發明之範圍內者。
1‧‧‧分離回收部
2‧‧‧氫化部
11‧‧‧原料缸
12‧‧‧第1流量調整器
13‧‧‧吸收塔
14‧‧‧放射塔
15‧‧‧第1除霧器
16‧‧‧第2除霧器
17‧‧‧泵
18‧‧‧脫水塔
21‧‧‧第2流量調整器
22‧‧‧氫缸
23‧‧‧第3流量調整器
24‧‧‧氫化反應器
25‧‧‧回收容器
100‧‧‧石蠟製造裝置
191‧‧‧原料氣體導入管
192‧‧‧第1吸收液導出管
192A‧‧‧流量控制閥
193‧‧‧吸收液導入管
194‧‧‧第1氣體導出管
195‧‧‧第2氣體導出管
196‧‧‧第2吸收液導出管
197‧‧‧氣體排出管
197A‧‧‧第1壓力計
197B‧‧‧第1背壓閥
198‧‧‧第3氣體導出管
198A‧‧‧第2壓力計
198B‧‧‧第2背壓閥
199‧‧‧精製烯烴導出管
261‧‧‧精製烯烴供給管
262‧‧‧氫供給管
263‧‧‧混合配管
264‧‧‧精製石蠟導出管
264A‧‧‧第3壓力計
264B‧‧‧第3背壓閥
300‧‧‧石蠟製造裝置
301‧‧‧氫化部
302‧‧‧氫分離裝置
圖1係表示本發明之第1實施形態之石蠟製造裝置100之構成的圖。
圖2係表示本發明之第2實施形態之石蠟製造裝置300之構成的圖。
1‧‧‧分離回收部
2‧‧‧氫化部
11‧‧‧原料缸
12‧‧‧第1流量調整器
13‧‧‧吸收塔
14‧‧‧放射塔
15‧‧‧第1除霧器
16‧‧‧第2除霧器
17‧‧‧泵
18‧‧‧脫水塔
21‧‧‧第2流量調整器
22‧‧‧氫缸
23‧‧‧第3流量調整器
24‧‧‧氫化反應器
25‧‧‧回收容器
100‧‧‧石蠟製造裝置
191‧‧‧原料氣體導入管
192‧‧‧第1吸收液導出管
192A‧‧‧流量控制閥
193‧‧‧吸收液導入管
194‧‧‧第1氣體導出管
195‧‧‧第2氣體導出管
196‧‧‧第2吸收液導出管
197‧‧‧氣體排出管
197A‧‧‧第1壓力計
197B‧‧‧第1背壓閥
198‧‧‧第3氣體導出管
198A‧‧‧第2壓力計
198B‧‧‧第2背壓閥
199‧‧‧精製烯烴導出管
261‧‧‧精製烯烴供給管
262‧‧‧氫供給管
263‧‧‧混合配管
264‧‧‧精製石蠟導出管
264A‧‧‧第3壓力計
264B‧‧‧第3背壓閥

Claims (7)

  1. 一種石蠟之製造方法，其特徵在於依序實施下述分離回收步驟及氫化步驟，分離回收步驟：藉由使含有烯烴作為主成分之原料烯烴與含有銀離子之分離體接觸，自原料烯烴將雜質分離而回收濃度99.9莫耳%以上之單一成分高純度烯烴；氫化步驟：使上述分離回收步驟中所回收之單一成分高純度烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，藉此獲得濃度99莫耳%以上之單一成分高純度石蠟。
  2. 如請求項1之石蠟之製造方法，其中上述分離體選自摻雜有銀離子之分離膜、擔載有銀離子之吸附劑及含有銀離子之吸收液。
  3. 如請求項2之石蠟之製造方法，其中上述吸收液為硝酸銀水溶液。
  4. 如請求項1之石蠟之製造方法，其中上述觸媒係含有選自鈀、銠、鉑、釕、及鎳中之至少1種的觸媒。
  5. 如請求項1之石蠟之製造方法，其中上述原料烯烴中所含有之烯烴係碳數2或3之烯烴。
  6. 如請求項1之石蠟之製造方法，其進而包括預氫化步驟，其係作為上述分離回收步驟之前步驟者，且藉由使原料烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應而將原料烯烴中所含有之乙炔變為乙烯。
  7. 一種石蠟製造裝置，其特徵在於包括：分離回收部，其係具有含有銀離子之分離體者，且藉由使含有烯烴作為主成分之原料烯烴與上述分離體接觸，自原料烯烴將雜 質分離而回收濃度99.9莫耳%以上之單一成分高純度烯烴；及氫化部，其使藉由上述分離回收部所回收之單一成分高純度烯烴於觸媒存在下與氫接觸而進行氫化反應，藉此獲得濃度99莫耳%以上之單一成分高純度石蠟。
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