链烷烃的精制方法和精制装置
阅读：729发布：2023-03-13
专利汇可以提供链烷烃的精制方法和精制装置专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 提供一种链烷 烃 的精制方法，用于从包含 碳 原子 数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料中精制链烷烃，其包括第1工序和第2工序，第1工序为在吸收塔1中，在规定的 温度 和压 力 下，使原料与含有 银 离子的溶液(吸收液) 接触 ，使吸收液优先吸收原料中的链烯烃，并且回收未被该吸收液吸收的非吸收气体；第2工序为在 解吸 塔2中，在规定的温度和压力下，从经过上述第1工序的吸收液中，解吸并排出气体成分。边使吸收液在上述第1工序和上述第2工序之间循环，边同时连续进行上述第1工序和上述第2工序。，下面是链烷烃的精制方法和精制装置专利的具体信息内容。
1.一种链烷烃的精制方法，用于从包含碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料中精制链烷烃，其特征在于，包括：
第1工序，在第1温度和第1压力下，使所述原料与含有银离子的吸收液接触，使所述吸收液优先吸收所述原料中的链烯烃，并且回收未被该吸收液吸收的非吸收气体；和第2工序，在第2温度和第2压力下，使气体成分从经过所述第1工序的所述吸收液中解吸并将其排出，
边使所述吸收液在所述第1工序和所述第2工序之间循环，边同时且连续地进行所述第1工序和所述第2工序。
2.如权利要求1所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：
所述吸收液是硝酸银水溶液。
3.如权利要求1或2所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：
所述第2压力比所述第1压力低。
4.如权利要求1～3中任一项所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：所述第2温度比所述第1温度高。
5.如权利要求1～4中的任一项所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：所述第1工序中的所述原料与所述吸收液的接触通过逆流接触进行。
6.如权利要求1～5中任一项所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：所述链烷烃选自乙烷、丙烷、环丙烷、正丁烷、异丁烷、环丁烷、甲基环丙烷、正戊烷、异戊烷、新戊烷、环戊烷、甲基环丁烷、二甲基环丙烷、正己烷、2-甲基戊烷、3-甲基戊烷、2，2-二甲基丁烷、2，
3-二甲基丁烷、环己烷、甲基环戊烷、1，2-二甲基环丁烷和三甲基环丙烷。
7.如权利要求1～6中任一项所述的链烷烃的精制方法，其特征在于：所述链烯烃选自乙烯、丙烯、环丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、环丁烯、1-甲基环丙烯、2-甲基环丙烯、亚甲基环丙烷、异丁烯、1，3-丁二烯、1，2-丁二烯、环戊烯、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、环戊烯、亚甲基环丁烷、乙烯基环丙烷、3-甲基-1，2-丁二烯、1，2-戊二烯、异戊二烯、2，3-戊二烯、1-己烯、2-己烯、3-己烯、3，3-二甲基-1-丁烯、2，3-二甲基-1-丁烯、2，3-二甲基-2-丁烯、2-甲基-1-戊烯、3-甲基-1-戊烯、4-甲基-1-戊烯、2-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、环己烯、1，3-己二烯、2，4-己二烯、1-甲基-1-环戊烯、3-甲基-1，3-戊二烯、3-甲基-1，4-戊二烯和亚甲基环戊烷。
8.一种链烷烃的精制装置，用于从包含碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料中精制链烷烃，其特征在于，具备：
吸收塔，用于在第1温度和第1压力下，使所述原料与含有银离子的吸收液接触，使所述吸收液优先吸收所述原料中的链烯烃，并且回收未被该吸收液吸收的非吸收气体；
解吸塔，用于在第2温度和第2压力下，使链烯烃从吸收了链烯烃的所述吸收液中解吸并将其排出；和
循环装置，用于使在所述吸收塔内的所述吸收液和所述解吸塔内的所述吸收液相互循环。
9.如权利要求8所述的链烷烃的精制装置，其特征在于：
所述吸收塔具备收容一部分所述吸收液的塔主体、在该塔主体下部的向所述吸收液供给原料的气体导入管、用于从所述塔主体的下部取出吸收了所述链烯烃的所述吸收液的吸收液导出管、和用于从所述塔主体的上部取出未被所述吸收液吸收的所述链烷烃的气体导出管；来自所述解吸塔的被循环的吸收液经过所述气体导出管返回至所述塔主体。
10.如权利要求8所述的链烷烃的精制装置，其特征在于：
所述吸收塔具备收容一部分所述吸收液的塔主体、在收容于该塔主体的所述吸收液上方的填充于所述塔主体的填充部、在收容于所述塔主体的所述吸收液与所述填充部的塔之间供给原料的气体导入管、用于从所述塔主体的下部取出吸收了所述链烯烃的所述吸收液的吸收液导出管、和用于从所述填充部取出未被所述吸收液吸收的所述链烷烃的气体导出管；来自所述解吸塔的被循环的吸收液，以通过所述填充部下方的方式，返回至所述塔主体。
链烷烃的精制方法和精制装置
技术领域
背景技术
[0003] 在以作为高纯度化原料使用的丙烷为主要成分的原料气体中，作为杂质，例如含有丙烯。作为从该原料气体中精制丙烷气体的方法，例如，已知有利用蒸馏的方法、利用膜分离的方法或利用吸附分离的方法等。
[0004] 在利用蒸馏的方法中，由于丙烷和丙烯的沸点接近(沸点差为4.9℃)，所以在其分离中必须设置多个理论塔板数。因此，必须设定大规模的设备和精密的蒸馏条件，在工业实用化利用蒸馏法的高纯度丙烷的精制方法上，这些成为了巨大的障碍。
[0006] 在吸附分离中，已知将添加了硝酸银的硅胶作为吸附剂使用的方法(参照下述非专利文献1)、将添加了硝酸银的硅胶或AIPO-14作为吸附剂使用的方法(参照下述非专利文献2)、将添加了硝酸银的硅胶或沸石4A作为吸附剂使用的方法(参照下述非专利文献3)等。但是，在使用吸附剂的方法中，以高回收率得到高纯度丙烷很困难。可以认为，这是由于例如在没有添加硝酸银的部位发生对丙烷等的吸附，对丙烯的选择吸附性不充分而引起的。
[0007] 这样，关于从原料气体中得到高纯度丙烷的方法，可以考虑多种方法，但在相对原料气体的丙烷回收率和所得到的丙烷的纯度之间存在权衡(trade-off)的关系。
[0008] 现有技术文献
[0009] 专利文献1：日本特表2006-508176号公报
[0010] 非专利文献1：论文New sorbents for olefin/paraffin separations by adsorption via π-complexation：synthesis and effects of substrates，Joel Padin，Ralph T.Yang，Chemical Engineering Science 55(2000)2607-2616
[0011] 非专 利文 献2：论 文Propane/Propylene separation by pressure swing adsorption：sorbent comparison and multiplicity of cyclic steady states，Salil U.Rege，Ralph T.Yang，Chemical Engineering Science 57(2002)1139-1149[0012] 非专利文献3：论文Molecular sieve sorbents for kinetic separation of propane/propylene，Joel Padin，Salil U.Rege，Ralph T.Yang，Linda S.Cheng，Chemical Engineering Science 55(2000)4525-4535
发明内容
[0013] 本发明就是在这样的情况下考虑而做出的发明，其目的在于，在从包含丙烷等碳原子数2～6的链烷烃和丙烯等碳原子数2～6的链烯烃的原料精制链烷烃时，提高所得到的链烷烃纯度，且提高回收率。
[0014] 根据本发明的第1方面，提供的链烷烃的精制方法，用于从包含碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料精制链烷烃，该方法的特征在于包括，第1工序，在第1温度和第1压力下，使上述原料接触含有银离子的吸收液，使上述吸收液优先吸收上述原料中的链烯烃，并且回收未被该吸收液吸收的非吸收气体；和第2工序，在第2温度和第2压力下，使气体成分从经过上述第1工序的上述吸收液中解吸并将其排出，边使上述吸收液在上述第1工序和上述第2工序之间循环，边同时且连续进行上述第1工序和上述第2工序。
[0015] 如果根据以往的见解，具有双键的链烯烃和银离子形成络合物，但链烷烃不与银离子形成络合物。根据该化学性质，也可知在一定的条件下，链烯烃相对于含有银离子的吸收液(例如硝酸银水溶液)的溶解度比链烷烃相对于该吸收液的溶解度大很多。本发明的发明人利用链烷烃和链烯烃对含有银离子的吸收液的溶解度差，深入研讨了从包含低级链烷烃(例如碳原子数2～6的链烷烃)和低级链烯烃(例如碳原子数2～6的链烯烃)的原料以高回收率得到高纯度的链烷烃的方法，其结果发现，通过同时且连续进行使吸收液吸收原料气体的操作(第1工序)，和使溶存气体从该吸收液中解吸并将其排出的操作(第2工序)，可以以高纯度且以高收率得到链烷烃，从而完成了本发明。其中，因为碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃，沸点都比水的沸点低，所以，在混合吸收液和上述链烷烃与链烯烃时，上述链烷烃和链烯烃能够优先沸腾而成为气体状态。
[0016] 优选上述吸收液是硝酸银水溶液。
[0017] 优选上述第2压力比上述第1压力低。
[0018] 优选上述第2温度比上述第1温度高。
[0019] 优选上述第1工序中的上述原料和上述吸收液的接触通过逆流接触进行。
[0020] 作为上述碳原子数2～6的链烷烃，可以列举：乙烷、丙烷、环丙烷、正丁烷、异丁烷、环丁烷、甲基环丙烷、正戊烷、异戊烷、新戊烷、环戊烷、甲基环丁烷、二甲基环丙烷、正己烷、2-甲基戊烷、3-甲基戊烷、2，2-二甲基丁烷、2，3-二甲基丁烷、环己烷、甲基环戊烷、1，2-二甲基环丁烷和三甲基环丙烷等。
[0021] 作为上述碳原子数2～6的链烯烃，可以列举：乙烯、丙烯、环丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、环丁烯、1-甲基环丙烯、2-甲基环丙烯、亚甲基环丙烷、异丁烯、1，3-丁二烯、1，2-丁二烯、环戊烯、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、环戊烯、亚甲基环丁烷、乙烯基环丙烷、3-甲基-1，2-丁二烯、1，2-戊二烯、异戊二烯、2，3-戊二烯、1-己烯、2-己烯、3-己烯、3，3-二甲基-1-丁烯、2，3-二甲基-1-丁烯、
2，3-二甲基-2-丁烯、2-甲基-1-戊烯、3-甲基-1-戊烯、4-甲基-1-戊烯、2-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、环己烯、1，3-己二烯、2，4-己二烯、1-甲基-1-环戊烯、
3-甲基-1，3-戊二烯、3-甲基-1，4-戊二烯和亚甲基环戊烷等。
3-戊二烯、环戊烯、亚甲基环丁烷、乙烯基环丙烷、3-甲基-1，2-丁二烯、1，2-戊二烯、异戊二烯、2，3-戊二烯、1-己烯、2-己烯、3-己烯、3，3-二甲基-1-丁烯、2，3-二甲基-1-丁烯、
2，3-二甲基-2-丁烯、2-甲基-1-戊烯、3-甲基-1-戊烯、4-甲基-1-戊烯、2-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、环己烯、1，3-己二烯、2，4-己二烯、1-甲基-1-环戊烯、
3-甲基-1，3-戊二烯、3-甲基-1，4-戊二烯和亚甲基环戊烷等。
[0022] 根据本发明的第2方面，提供一种链烷烃的精制装置，用于从包含碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料中精制链烷烃，该链烯烃精制装置具备：吸收塔，用于在第1温度和第1压力下，使上述原料接触含有银离子的吸收液，使上述吸收液优先吸收上述原料中的链烯烃，并且回收未被该吸收液吸收的非吸收气体；解吸塔，用于在第2温度和第2压力下，使链烯烃从吸收了链烯烃的上述吸收液中解吸并将其排出；循环装置，用于使上述吸收液在上述吸收塔内和上述解吸塔之间循环。如果通过这样构成的精制装置，就可以良好地进行本发明第1方面的链烷烃的精制方法。
[0023] 如果根据本发明的优选的实施方式，上述吸收塔具备收容一部分上述吸收液的塔主体、在该塔主体下部在上述吸收液中供给原料的气体导入管、用于从上述塔主体的下部取出吸收了上述链烯烃的上述吸收液的吸收液导出管、和用于从上述塔主体的上部取出未被上述吸收液吸收的上述链烷烃的气体导出管；循环的吸收液从上述解吸塔经过上述气体导出管返回至上述塔主体。
[0024] 如果根据本发明的其它优选的实施方式，上述吸收塔具备收容一部分上述吸收液的塔主体、在收容于该塔主体中的上述吸收液的上方填充于上述塔主体中的填充部、在收容于上述塔主体的上述吸收液与上述填充部的塔之间供给原料的气体导入管、用于从上述塔主体的下部取出吸收了上述链烯烃的上述吸收液的吸收液导出管、和用于从上述填充部取出未被上述吸收液吸收的上述链烷烃的气体导出管；循环的吸收液从上述解吸塔以通过上述填充部下方的方式返回至上述塔主体。
附图说明
[0026] 图1是本发明的链烷烃精制装置的概略结构图。
[0027] 图2是本发明的吸收塔的概略结构图。
具体实施方式
[0028] 下面，作为本发明优选的实施方式，参照附图，具体说明从包含碳原子数2～6的链烷烃和碳原子数2～6的链烯烃的原料中浓缩精制链烷烃的方法。
[0029] 图1是本发明的优选的实施方式的链烷烃精制装置X的概略结构图。链烷烃精制装置X构成为从储气瓶Y供给的粗链烷烃精制纯度提高的链烷烃。链烷烃精制装置X具备吸收塔1、解吸塔2、流量调整器3、除雾器4，5、流量控制阀6、泵7、气体回收口8、气体排出口9和连结这些构件的配管。
[0030] 为了将粗链烷烃为原料气体供给链烷烃精制装置X，储气瓶Y在高压条件下封入粗链烷烃。当要精制的链烷烃是丙烷时，被封入在储气瓶Y中的原料气体(粗链烷烃)，例如，含有作为主要成分的丙烷、作为杂质的丙烯。在以下的说明中关于链烷烃是丙烷的情况进行了例示。
[0031] 吸收塔1用于使原料气体接触吸收液，具有塔主体1A、气体导入管1b、吸收液导出管1c和气体导出管1d。塔主体1A是密闭容器，在其内部收容有由含有银离子的溶液构成的吸收液。作为吸收液，例如，可以列举配制为规定浓度的硝酸银水溶液。气体导入管1b将从储气瓶Y供给的原料气体导入塔主体1A内部，其端部在塔主体1A的下部，且在吸收液中开放。作为气体导入管1b的开放端部，例如，可以采用单管方式和散气管方式。吸收液导出管1c将塔主体1A内的吸收液向塔外导出，其端部在塔主体1A的下部，在吸收液中开放。气体导出管1d将未被吸收液吸收的气体(非吸收气体)向塔外导出，连结在塔主体1A的上部。
[0032] 作为具有这样结构的吸收塔1，例如，可以采用公知的泡罩塔、填充塔、湿壁塔、喷雾塔、洗涤器、板式塔等。另外，在吸收塔1中安装着用于将塔主体1A内的吸收液维持在所希望温度的温度调整装置(未图示)。温度调整装置，例如具备使由气体或液体构成的调温介质在塔主体1A的周围流通的夹套。
[0033] 解吸塔2用于解吸在吸收塔1内未被吸收液吸收的气体成分，具有塔主体2A、吸收液导入管2b、吸收液导出管2c和气体导出管2d。塔主体2A是密闭容器，在其内部能够收容规定量的吸收液。吸收液导入管2b将从吸收塔1导出的吸收液导入塔主体2A内，其端部在塔主体2A内的上部空间开放。另外，吸收液导出管2b通过配管L1和流量控制阀6连结在吸收塔1的吸收液导出管1c上。
[0034] 吸收液导出管2c将解吸塔2内的吸收液导出到塔外，其端部在吸收液中的下部开放。另外，吸收液导出管2c通过配管L2和泵7与吸收塔1的气体导出管1d的中间连结。泵7将解吸塔2内的吸收液送出到气体导出管1d侧。上述的吸收液导出管1c、配管L1、流量控制阀6、吸收液导入管2b、吸收液导出管2c、配管L2、泵7和气体导出管1d构成用于在吸收塔1和解吸塔2之间循环吸收液的循环装置。气体导出管2d将从吸收液解吸出的解吸气体导入到解吸塔2外，连结在塔主体2A的上部。
[0035] 作为具有这样结构的解吸塔2，优选具有将吸收液分散的结构的装置，例如，可以列举公知的填充塔、喷雾塔等。另外，在解吸塔2中安装着用于将塔主体2A内的吸收液维持在所希望温度的温度调整装置(未图示)。温度调整装置，例如，具备使由气体或液体构成的调温介质在塔主体1A的周围流动的夹套。
[0036] 流量调整器3将从储气瓶Y供给的原料气体控制在规定的流量。
[0037] 除雾器4与吸收塔1的气体导出管1d连结，将通过气体导出管1d被导出的非吸收气体中所含有的雾分离。在除雾器4上连结着用于将通过该除雾器4的气体导向气体回收口8的配管L3。在配管L3中设置着背压阀10和压力计11。背压阀10按照吸收塔1的内部形成为规定的压力的方式控制开度。
[0038] 除雾器5被连结在解吸塔2的气体导出管2d上，用于分离通过气体导出管2d被导出的解吸气体中所含的雾。在除雾器5上连结着用于将通过该除雾器5的气体导向气体排出口9的配管L4。在配管L4中设置着背压阀12和压力计13。背压阀12按照解吸塔2的内部形成为规定的压力的方式控制开度。
[0039] 在使用具有以上结构的链烷烃精制装置X实行本发明的链烷烃精制方法时，从储气瓶Y通过流量调整器3和气体导入管1b向吸收塔1的塔主体1A内连续地供给原料气体。
[0040] 在要精制的链烷烃是丙烷的情况下，如上所述，原料气体含有作为主要成分的丙烷且含有作为杂质的丙烯。从储气瓶Y供给的原料气体的丙烷浓度和丙烯浓度以摩尔比2
计，例如分别是98～99.5％、0.5～2.0％。向吸收塔1的原料气体供给量，例如，每1m 塔
3 3 3
截面积为1dm/s～100dm/s，如果是实验室规模，则例如是40～4000cm/min左右。
计，例如分别是98～99.5％、0.5～2.0％。向吸收塔1的原料气体供给量，例如，每1m 塔
3 3 3
截面积为1dm/s～100dm/s，如果是实验室规模，则例如是40～4000cm/min左右。
[0041] 在吸收塔1的塔主体1A内，原料气体如果从气体导入管1b的端部放出，则该原料气体通过与吸收液接触被吸收液慢慢吸收。在这里，因为链烯烃(丙烯)相对于吸收液(例如硝酸银水溶液)的溶解度比链烷烃(丙烷)的溶解度大得多，所以，原料气体中的链烯烃(丙烯)优先被吸收液吸收。因此，随着原料气体边被吸收边在吸收液中升高，在该气体中，链烯烃浓度(丙烯浓度)下降，另一方面链烷烃浓度(丙烷浓度)上升。
[0042] 另一方面，对于塔主体1A内的吸收液而言，在吸收塔1内吸收了原料气体的吸收液从塔主体1A的下部通过吸收液导出管1c以规定流量流出到吸收塔1外，而在下述的解吸塔2内解吸了气体成分的吸收液通过泵7和气体导出管1d从塔主体1A的上部流入塔内。由此，在塔主体1A内的吸收液(液浴)中产生向下的流动。因此，从气体导入管1b放出的原料气体和吸收液逆流接触，未被吸收的非吸收气体被吹向塔主体1A的上部空间。非吸收气体通过气体导出管1d被输送至除雾器4，分离除去液体成分后，通过配管L3和气体回收口8在系统外被回收。被除雾器4分离的液体成分，成为液滴通过气体导出管1d滴落，返回吸收塔1内。
[0043] 在这里，关于吸收塔1内的吸收液(例如硝酸银水溶液)，由于硝酸银浓度越高，每单位体积·单位时间的链烯烃吸收量就越多，故而优选使用浓度高的。从实际使用的观3
点出发，在链烯烃是丙烯的情况下，硝酸银水溶液的浓度，例如优选设为1～6mol/dm 的范
3
围，更优选设为3～5mol/dm 的范围。关于硝酸银水溶液的温度，因为越低温则丙烯的吸收量越多，因而低温是有利的，例如优选设为0～60℃的范围，更优选设为0～40℃。关于塔主体1A的内部压力，在一定范围内越高压则丙烯的吸收量越多，因而优选在一定范围高压。从实际使用的观点出发，塔主体1A的内部压力，例如设为0.1～0.8MPa(表压)。
点出发，在链烯烃是丙烯的情况下，硝酸银水溶液的浓度，例如优选设为1～6mol/dm 的范
3
围，更优选设为3～5mol/dm 的范围。关于硝酸银水溶液的温度，因为越低温则丙烯的吸收量越多，因而低温是有利的，例如优选设为0～60℃的范围，更优选设为0～40℃。关于塔主体1A的内部压力，在一定范围内越高压则丙烯的吸收量越多，因而优选在一定范围高压。从实际使用的观点出发，塔主体1A的内部压力，例如设为0.1～0.8MPa(表压)。
[0044] 如这样操作，在吸收塔1中，通过连续供给的原料气体与吸收液接触，在原料气体中的链烯烃(丙烯)优先被吸收液吸收，另一方面，非吸收气体在塔外被回收。在这里，因为该非吸收气体是从原料气体中的链烯烃(丙烯)优先被吸收的吸收液中被回收的气体，所以，链烷烃(丙烷)浓度也比原料气体提高。
[0045] 在吸收塔1内吸收了原料气体的吸收液，由于吸收塔1的内部压力和解吸塔2的内部压力的压力差，通过吸收液导出管1c、配管L1、流量控制阀6、吸收液导入管2b流入解吸塔2的塔主体2A。在上述压力差小的情况下，可以使用泵移送吸收液。此时，流向塔主体2 3
2A内的吸收液流入量，由流量控制阀6调整，例如，每1m 塔截面是0.1～10dm/s，如果是
3
实验室规模，例如，设为5～500cm/min左右。
2A内的吸收液流入量，由流量控制阀6调整，例如，每1m 塔截面是0.1～10dm/s，如果是
3
实验室规模，例如，设为5～500cm/min左右。
[0046] 在塔主体2A内，被吸收液吸收的气体成分解吸。从有效地使该气体成分解吸的观点出发，塔主体2A的内部温度优选比吸收塔1高，并优选内部压力比吸收塔1低。塔主体2A内的吸收液温度，例如优选设为10～70℃，更优选设为20～70℃。塔主体2A的内部压力在链烯烃是丙烯时，例如优选设为-0.09～0.3MPa(表压)，更优选设为0～0.3MPa(表压)。在这里，从吸收液被解吸的解吸气体(主要是丙烯)，通过气体导出管2d送往除雾器
5，除去液体成分后，通过配管L4和排出口9被排出。另外，被除雾器5分离的液体成分成为液滴，通过气体导出管2d滴落，返回至解吸塔2内。
5，除去液体成分后，通过配管L4和排出口9被排出。另外，被除雾器5分离的液体成分成为液滴，通过气体导出管2d滴落，返回至解吸塔2内。
[0047] 气体成分解吸了的吸收液，通过吸收液导出管2c，由泵7输送到气体导出管1d，其后，在吸收塔1的塔主体1A内滴落。此时，由泵7送出的吸收液流量形成和从吸收塔1经过流量控制阀6流入到解吸塔2的吸收液流量相同。由此，吸收塔1内的吸收液和解吸塔2内的吸收液，相互以规定流量循环(循环工序)。
[0048] 如这样操作，在解吸塔2中，在以规定流量持续流入的吸收液的气体成分解吸，同时解吸气体(主要是丙烯)被排出到塔外。
[0049] 如以上地操作，通过精制原料气体能够得到高纯度的链烷烃(丙烷)，将以含有作为杂质的链烯烃(丙烯)的粗链烷烃(丙烷)作为该原料气体。
[0050] 在文献(论文Solubility of Propylene in Aqueous Silver Nitrate.I.H.Cho，D.L.Cho，H.K.Yasuda，and T.R.Marrero，J.Chem.Eng.Data 1995，40，102-106)中详细表示丙烯相对于硝酸银水溶液的溶解度。在该文献中也记载了丙烷相对于硝酸银水溶液的溶解度小。
[0051] 本发明的发明人等利用在上述文献中记载的丙烷和丙烯相对于硝酸银水溶液的气液相平衡，关于通过间歇法精制含有作为杂质的丙烯的粗丙烷的方法，确认了其效果。具体而言，在加入了硝酸银水溶液的容器内导入粗丙烷，在使硝酸银水溶液吸收了丙烯后，分析上述容器内的气相成分(非吸收气体成分)。其结果表明在气相中虽然丙烯仅为微量，但包含有丙烯。另外可知为了得到高纯度丙烷(例如，纯度99.99％以上)，就必须减少相对硝酸银水溶液的粗丙烷导入量，也明白了这不是在工业上有用的方法。因此，本发明的发明人等关于可以保持高的丙烷回收率并且得到高纯度丙烷的方法，深入研究在工业上也有用的方法的开发，从而完成了本发明。
[0052] 通过本发明，从包含链烯烃的粗链烷烃有效地精制链烷烃，可以提高高纯度链烷烃回收率的原因尚不明确，但例如可以考虑以下的理由。根据本实施方式，包含链烯烃的粗链烷烃(原料气体)从吸收塔1的塔主体1A内的下方导入，硝酸银水溶液一边优先吸收其中的链烯烃，气体一边被吹向上方。因此，可以认为在塔主体1A内的硝酸银水溶液上方的气液界面附近的链烯烃浓度，比塔主体1A内下方的低。在这里，在塔主体1A内的下方，链烯烃浓度较高的硝酸银水溶液，连续送往解吸塔2的塔主体2A内，链烯烃被解吸后，链烯烃浓度低的硝酸银水溶液，从吸收塔1的塔主体1A内的上方返回，因此可以认为维持着在塔主体1A内的硝酸银水溶液的下方和上方中的链烯烃浓度差。另一方面，可以认为吸收塔1的塔主体1A内的气相链烯烃浓度依存于在硝酸银水溶液气液界面附近的链烯烃浓度，并且可以认为与间歇法那样的硝酸银水溶液的链烯烃浓度均匀的情况相比较，能够有效地得到高纯度链烷烃。
[0053] 如本实施方式，在同时且连续地进行相对吸收液(例如硝酸银水溶液)的原料气体中的杂质(链烯烃)的吸收和解吸的连续式时，如果调整塔内温度、压力、原料气体供给方式、吸收液方式(浓度、用量、循环流量)等各项条件，就能够以高回收率得到高纯度的链烷烃。
[0054] 如果根据本发明，根据目的，通过调整上述各项条件，将各种浓度的粗链烷烃作为原料，就能够以高回收率得到高纯度的链烷烃。例如，将纯度99.5％的粗链烷烃作为原料，能够以95％以上的回收率得到纯度99.95％以上的高纯度链烷烃。另外，例如，将纯度90％的粗链烷烃作为原料，能够以90％以上的回收率得到纯度99％以上的高纯度链烷烃。
另外，例如，将纯度50％的粗链烷烃作为原料，能够以80％以上的回收率得到纯度提高到
95％以上的链烷烃。
另外，例如，将纯度50％的粗链烷烃作为原料，能够以80％以上的回收率得到纯度提高到
95％以上的链烷烃。
[0055] 以上，说明了本发明的实施方式，但本发明的范围并不局限于上述的实施方式。本发明相关的链烷烃精制装置和本发明相关的链烷烃的精制方法的具体构成，在不脱离发明思想的范围内能够有各种变更。
[0056] 例如，关于在吸收塔1中的原料气体和吸收液的接触方法，不一定必须设为逆流接触，也可以将吸收液导出管1c设为在吸收液的液浴上部开放。此时，吸收液和原料气体通过逆流接触的部分，就成了位于比吸收液导出管1c的端部靠上的极小的范围，但是即使以这样的方式也能够以高回收率得到高纯度的链烷烃。
[0057] 另外，关于在图1中表示的链烷烃精制装置X中的吸收塔1，也可以取代塔主体1A(泡罩塔)而使用在图2中表示的塔主体1B(填充塔)。在塔主体1B中，在靠近塔内的上部填入填充物F，用于将从解吸塔2被送出的吸收液导入到塔内的配管L2，在填充物F的上部开放。气体导入管1b的端部在塔内的中央空间开放。在塔主体1B内，原料气体如果从气体导入管1b的端部放出，则该原料气体就与通过配管L2被导入的吸收液在填充物F的表面上有效逆流接触，并慢慢被吸收液吸收。
[0058] 在上述实施方式中，优选例示了链烷烃是丙烷的情况，但作为在本发明中所谓的链烷烃，是碳原子数2～6的链烷烃即可。在上述链烷烃中，作为杂质包含沸点相近的链烯烃。作为沸点相近的链烷烃和链烯烃，例如，可以列举碳原子数相同的链烃。具有双键的链烯烃，因为与丙烯同样地和银离子形成络合物，所以，关于丙烯能够得到和上述情况同样的效果。
[0059] 另外，碳原子数5或6的链烷烃和链烯烃，比碳原子数2～4的链烷烃和链烯烃沸点高(例如，C6的正己烷、1-己烯分别是68.7℃、63.5℃，C5的正戊烷、1-戊烯分别是36.0℃、30.1℃)，在常温下是液体。此时，原料既可以依然以液体的状态被导入吸收塔1的塔主体1A内，也可以进行加温以气体状态导入。通过将塔主体1A内温度维持在作为对象的链烯烃优先被吸收液吸收，且作为对象的链烷烃的沸点以上的温度，则该链烷烃在吸收塔1A内气化并被排出，使该链烯烃优先被吸收液吸收。另外，解吸塔2的塔主体2A内，设为解吸被吸收液吸收的该链烯烃的温度、压力。例如，在塔主体1A内和塔主体2A内是相同压力的情况下，塔主体2A内的温度高于塔主体1A内的温度。
[0060] 作为一个例子，在原料中含有正己烷和1-己烯时，塔主体1A内的温度需要设定为高于正己烷的沸点(68.7℃)，例如设为75℃。正己烷如果大部分不被吸收而以气体状态从吸收塔1作为非吸收气体放出，就能够作为高纯度的正己烷回收。1-己烯在塔主体1A内在沸点以上，但因为成为银络合物，所以大部分被吸收液吸收，溶解了1-己烯的吸收液被送往解吸塔2。解吸塔2的塔主体2A内，设为比吸收塔1的塔主体1A内高的温度(例如85℃)，1-己烯作为气体被放出且被排出。
实施例
实施例
[0061] 接着，通过实施例说明本发明的有用性。
[0062] [实施例1]
[0063] 在本实施例中，使用在图1中表示的链烷烃精制装置X，原料气体为粗丙烷气体，从原料气体中精制丙烷。
[0064] 在本实施例中，作为吸收塔1的塔主体1A(泡罩塔)和解吸塔2的塔主体2A，分别3
使用不锈钢制的圆筒管(内径54.9mm×高度500mm：容积1185cm)。作为吸收液，在吸收
3 3
塔1的塔主体1A内收容735cm(水深310mm)的3mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔
3
主体2A内收容355cm 的(水深150mm)相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1A的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为吸收塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温度为50℃。使在塔主体1A、2A
3
内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1A、2A之间循环。作为供给吸收塔1A
3
的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。原料气体的供给量是300cm/min的流量。
使用不锈钢制的圆筒管(内径54.9mm×高度500mm：容积1185cm)。作为吸收液，在吸收
3 3
塔1的塔主体1A内收容735cm(水深310mm)的3mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔
3
主体2A内收容355cm 的(水深150mm)相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1A的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为吸收塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温度为50℃。使在塔主体1A、2A
3
内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1A、2A之间循环。作为供给吸收塔1A
3
的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。原料气体的供给量是300cm/min的流量。
[0065] 在表1中表示在正常运转时来自吸收塔1的精制气体的分析结果。在本实施例中，3
从吸收塔1以298.60cm/min、回收率99.53％得到纯度99.96％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度350ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.40cm/min、废弃率0.47％被排出。
从吸收塔1以298.60cm/min、回收率99.53％得到纯度99.96％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度350ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.40cm/min、废弃率0.47％被排出。
[0066] [实施例2]
[0067] 在本实施例中，关于在图1中表示的链烷烃精制装置X中的吸收塔1，取代塔主体1A(泡罩塔)，使用在图2中表示的塔主体1B(填充塔)。
[0068] 在本实施例中，作为吸收塔1的塔主体1B、使用不锈钢制的圆筒管(内径3 3
28.4mm×高度1000mm：容积633cm)，作为在塔内部的填充物F，填充507cm(800mm高)的
3
1/4英寸弧鞍状(interlox saddle)填料。在吸收塔1的塔主体1B内收容317cm(水深
3 3
500mm)的3mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是
0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是
3
0MPa(表压)、内部温度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙
3
烯浓度0.5％的气体。原料气体的供给量是300cm/min的流量。
28.4mm×高度1000mm：容积633cm)，作为在塔内部的填充物F，填充507cm(800mm高)的
3
1/4英寸弧鞍状(interlox saddle)填料。在吸收塔1的塔主体1B内收容317cm(水深
3 3
500mm)的3mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是
0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是
3
0MPa(表压)、内部温度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙
3
烯浓度0.5％的气体。原料气体的供给量是300cm/min的流量。
[0069] 在表1中表示在正常运转时来自吸收塔1的精制气体的分析结果。在本实施例中，3
从吸收塔1，以298.60cm/min、回收率99.53％得到纯度99.96％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度320ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.40cm/min、废弃率0.47％排出。
从吸收塔1，以298.60cm/min、回收率99.53％得到纯度99.96％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度320ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.40cm/min、废弃率0.47％排出。
[0070] [实施例3]
[0071] 在本实施例中，使用和实施例2同样的丙烷精制装置，以和实施例2不同的条件，从原料气体中精制丙烷。
[0072] 在本实施例中，在吸收塔1的塔主体1B内收容317cm3(水深500mm)的3mol/dm33
硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为25℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温
3
度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。
3
原料气体的供给量是300cm/min的流量。
硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为25℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温
3
度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。
3
原料气体的供给量是300cm/min的流量。
[0073] 在表1中表示在正常运转时来自吸收塔1的精制气体的分析结果。在本实施例中，3
从吸收塔1，以298.65cm/min、回收率99.95％得到纯度99.55％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度500ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.35cm/min、废弃率0.45％排出。
从吸收塔1，以298.65cm/min、回收率99.95％得到纯度99.55％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度500ppm)作为精制气体。另外，丙烯从解吸塔2以1.35cm/min、废弃率0.45％排出。
[0074] [实施例4]
[0075] 在本实施例中，使用和实施例2与3同样的丙烷精制装置，以和实施例2与3不同的条件、从原料气体中精制丙烷。
[0076] 在本实施例中，在吸收塔1的塔主体1B内收容317cm3(水深500mm)的5mol/dm33
硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温
3
度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。
3
原料气体的供给量是300cm/min的流量。
硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.6MPa(表压)、内部温度为15℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0MPa(表压)、内部温
3
度为50℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1B的原料气体，使用丙烷浓度99.5％、丙烯浓度0.5％的气体。
3
原料气体的供给量是300cm/min的流量。
[0077] 在表1中表示在正常运转时来自吸收塔1的精制气体的分析结果。在本实施例中，3
从吸收塔1以298.56cm/min、回收率99.52％得到纯度99.98％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度200ppm)作为精制气体，。另外，丙烯从解吸塔2以1.44cm/min、废弃率0.48％排出。
从吸收塔1以298.56cm/min、回收率99.52％得到纯度99.98％的高纯度丙烷气体(丙烯
3
浓度200ppm)作为精制气体，。另外，丙烯从解吸塔2以1.44cm/min、废弃率0.48％排出。
[0078] [表1]
[0079]
[0080] [实施例5]
[0081] 在本实施例中，使用和实施例2～4同样的精制装置，原料为粗正己烷进行精制。
[0082] 在本实施例中，作为吸收液，在吸收塔1的塔主体1B内收容317cm3(水深500mm)3 3
的5mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.0MPa(表压)、内部温度为75℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0.0MPa(表
3
压)、内部温度为85℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1的原料气体，将原料加温气化，使用正己烷浓度
3
99.5％、1-己烯浓度0.5％的原料气体。原料气体的供给量是200cm/min(75℃)的流量。
的5mol/dm 硝酸银水溶液，在解吸塔2的塔主体2A内收容127cm(水深200mm)的相同浓度的硝酸银水溶液。作为吸收塔1中的条件，调整为塔主体1B的内部压力是0.0MPa(表压)、内部温度为75℃。作为解吸塔2中的条件，调整为塔主体2A的内部压力是0.0MPa(表
3
压)、内部温度为85℃。使在塔主体1B、2A内收容的硝酸银水溶液以19cm/min的流量在塔主体1B、2A之间循环。作为供给吸收塔1的原料气体，将原料加温气化，使用正己烷浓度
3
99.5％、1-己烯浓度0.5％的原料气体。原料气体的供给量是200cm/min(75℃)的流量。
[0083] 在表2中表示在正常运转时来自吸收塔1的精制气体的分析结果。在本实施例中，3
从吸收塔2，以198cm/min(75℃)、回收率99.00％得到纯度99.95％的高纯度正己烷气体
3
(1-己烯浓度500ppm)作为精制气体。另外，1-己烯气体从解吸塔2以2.06cm/min(85℃)、废弃率1.00％排出。
从吸收塔2，以198cm/min(75℃)、回收率99.00％得到纯度99.95％的高纯度正己烷气体
3
(1-己烯浓度500ppm)作为精制气体。另外，1-己烯气体从解吸塔2以2.06cm/min(85℃)、废弃率1.00％排出。
[0084] [表2]
[0085]
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